Проект установки гідроочищення дизельного палива потужністю 2050 тис т/рік

Размещено на http://www.allbest.ru/

Реферат

Пояснювальна записка.

У даному дипломному проекті розглядається процес гідроочищення дизельного палива, проведені основні проектувальні розрахунки (матеріальний, енергетичні і технологічні розрахунки устаткування).

У проекті представлені фізико-хімічні характеристики сировини, основних і проміжних продуктів процесу, описана технологічна схема процесу гідроочищення дизельного палива, вказані норми технологічного режиму. Вказані характеристики і норми утворення відходів; дана характеристика виробничих небезпек. Підібрані засоби контролю і автоматизації технологічного процесу.

Метою роботи є проектування процесу гідроочищення дизельного палива заданої потужності із розробкою технологічної схеми і підбором основного технологічного устаткування.

У даному дипломному проекті як нове технологічне рішення запропонована оптимізація схеми теплообміну установки гідроочищення дизельних палив в частині схеми теплообміну блоку гідроочищення вихідної сировини з метою її оптимізації для зменшення споживання паливного газу та електроенергії.

У дипломному проекті річна продуктивність по гідроочищеному дизельному паливу складає 2050 тис. т/рік. Сировина змішується з водневовмісним газом, який нагнітається компресором, підігрівається до 320-400^оС і подається в реактор процесу гідроочищення, де відбуваються реакції деструкції сіркоорганічних, кисень- і азотовмісних сполук. Продукти розкладання насичуються воднем із заснуванням сірководню, води, аміаку і граничних чи ароматичних вуглеводнів. У процесі гідроочищення застосовуються алюмокобальтмолібденовый (АКМ) і алюмонікельмолібденовый ( АНМ ) каталізатори.

Запропоноване нове технологічне рішення - з метою зниження втрат вуглеводнів запропоновано використовувати вуглеводневий газ, який виділяється очищеного дизельного палива у ємності С-225, як паливо установки гідроочищення. Очікуваний економічний ефект від впровадження даного технічного рішення складає 9 712 560 грн/рік, що вказує на доцільність упровадження запропонованого технологічного рішення.

Ключові слова: сировина, гідроочищення дизельного палива, гідрогенізат, вуглеводневий газ, сірководень, каталізатор, реактор.

Зміст

Вступ

1. Аналітичний огляд

2. Характеристика сировини, реагентів, готової продукції

3. Нові технічні рішення, прийняті у проекті

4. Опис технологічної схеми

5. Матеріальний і тепловий баланси

6. Вибір і розрахунок основного апарату

7. Вибір допоміжного обладнання

8. Автоматизація реакційного вузла

9. Використання ЕОМ у дипломному проекті

10. Техніко-економічне обґрунтування виробництва

Висновки

Список використаної літератури

Вступ

У багатьох країнах світу нафтопереробна промисловість міркує над рішенням проблем, пов'язаних із впровадженням більш суворих специфікацій на моторні палива й зі зміною попиту на них. Особливо швидко за кордоном змінюються специфікації на бензин і дизельне паливо, змушуючи нафтопереробників інвестувати кошти на будівництво нових, або в реконструкцію діючих установок. З 01.01.2005р. у ЄС діють норми із викидами шкідливих речовин для автомобільної техніки Євро 4, які регламентують вміст сірки в дизельному паливі до 0,05%. До 2015 року планується весь дизельний транспорт перевести на пальне з ультра низьким змістом сірки до 0,01%. Зниження вмісту сірки в дизельному паливі можна досягнути шляхом гідроочищення, яке проводять у жорсткіших умовах. Зазначена мета також може бути досягнута добором нового, ефективнішого для такого типу сировини, каталізатора . Більшість реакторів переробки нафтової сировини, що зараз знаходяться в експлуатації, спроектовані і побудовані у середині 1970-х років. Оскільки виходи продуктів та їх якість змінилися, багато нафтопереробників змогли одержати переваги від використання прогресу з розробки каталізаторів й уникнути великих капіталовкладень до своїх установок. Але, щоб надалі повністю реалізувати потенціал реакторної системи економічно ефективно, необхідна докладна оцінка робочих характеристик і конструкції існуючих реакторних систем разом із ретельним розглядом наявних варіантів модернізації реакторів. По вдосконаленню якості дизельних палив великих зусиль докладають європейські країни. Вони ухвалюють концепцію жорсткості вимог до цього виду палива, особливо з змісту у ньому сірчистих сполук. Нині обмежена кількість нафтопереробних заводів у світі може отримувати дизельне пальне з ультранизким змістом сірчистих сполук. Крім цього, у цих паливах передбачається зменшення присутності ароматичних вуглеводнів, 98%-й точки википання фракції і підвищення цетанового числа (нині 52 пункту, а перспективі до 55-58 пунктів).

Процес гідроочищення -- одноступінчатий процес, який проходить при найбільш м'яких, проти гидрокрекинга і деструктивної гидрогенизації, умовах. Процес протікає при 320--410°С , 3,0--6,0 МПа , циркуляції водородовмісного газу 200--800 нм³/м³ сировини й об'ємної швидкості 3 -- 10год^-1 із застосуванням каталізатора (зазвичай алюмокобальтмолибденовий чи алюмонікельмолібденовий ). Гідроочищення може зазнавати різна сировина, одержувана як із первинної перегонці нафти, так і при термокаталітичних процесах, від газу до олій і парафіну. Найбільше застосування гидроочищення має для одержання реактивного і малосірчаного дизельного палива з сірчистих і высокосірчастих нафт. При гідроочищенні відбувається часткова деструкція переважно сіркоорганічних і лише частково кисень- і азотовмісних сполук. Продукти розкладання насичуються воднем із заснуванням сірководню, води, аміаку і граничних чи ароматичних вуглеводнів. Видалення гетероатомов відбувається внаслідок розриву зв'язків C-S , C-N і C-O та реакції взаємодії вуглеводнів з воднем. При цьому сірка, азот і кисень виділяються відповідно у вигляді H₂S , NH₃ і H2O.

гідроочищення паливо автоматизація теплообмін

1. Аналітичний огляд

Процес призначений для видалення сірчистих, азотистих, кисневмісних з'єднань з прямогонного дизельного палива (фракції 180 (230)-360⁰С) і гасової фракції (140-270 °С). У прямогонну сировину можливо залучення до 30% фракцій, отриманих вторинною переробкою нафти. Побічними продуктами процесу гідроочищення є низькооктановий бензин (відгін), вуглеводневий газ і сірководень.

Хімізм процесу гідроочищення.

Процес гідроочищення грунтується на реакції помірної гідрогенізації, в результаті якої сполуки сірки , кисню та азоту перетворюються у присутності водню і каталізатора у вуглеводні з виділенням сірководню, води й аміаку, олефіни перетворюються в більш стабільні вуглеводні парафінового або нафтенового рядів у залежності від природи олефінів у вихідної сировині. Оскільки процеси протікають при високих температурах, можливий частковий гідрокрекінг вуглеводнів , що супроводжується розривом зв'язків С-С і гідруванням утворених більш низькомолекулярних фрагментів.

Відносна швидкість і глибина протікання реакції залежить від умов процесу , фізико-хімічних властивостей сировини, що переробляється, застосовуваного каталізатора і його стану.

Нижче наведені схеми основних реакцій гідроочищення .

а) Реакція сірчистих сполук

Залежно від будови сірчистих сполук меркаптани, сульфіди ациклічного або циклічного будов, дисульфіди і прості тіофени при гідроочищенні перетворюються на парафінові або ароматичні вуглеводні з виділенням сірководню.

1. Меркаптани:

RSH + H₂ RH + H₂S

2. Сульфіди:

а) ациклічні

RSR" + 2H₂ RH + R"H + H₂S

б) моноциклічні

в) біциклічні

3. Дисульфіди:

RSSR" + 3H₂ RH + R"H + 2H₂S

4. Тіофени:

5. Бензотіофени:

У перерахованих реакціях первинною є розрив зв'язку С-S і приєднання водню до утворених осколків. У результаті утворюються насичений вуглеводень і сірководень.

При гідроочищенні найбільш реакційно-здатними є меркаптани, сульфіди, дисульфіди. Стійкість сірчистих сполук при гідроочищенні зростає в наступному ряду:

меркаптани < дисульфіди < сульфіди < тіофени.

За одних і тих умов перші гідруються на 95 % , ступінь гідрування тіофенів становить 40-50%. Збільшити перетворення тіофена можна підвищенням загального тиску і молярного співвідношення водню до сировини. При практичному здійсненні гідроочищення нафтових фракцій, що містять тиофен, досягти повного видалення сірки не вдається.

Усередині групи сірчистих сполук швидкість гідроочищення знижується з збільшенням молекулярної маси.

Швидкість гідроочищення зменшується зі збільшенням молекулярної ваги нафтових фракцій. Легкі прямогонні фракції бензин, гас очищаються значно легше , ніж фракції дизельного палива, що характеризується більш високою молекулярною вагою і вмістом сірчистих сполук, близьких до тіофенів.

Сірчисті сполуки взаємодіють також з металевими і окіснометалевими каталізаторами, переводячи їх в сульфідну форму. Залежно від складу каталізатора це призводить до його активуванню або викликає його отруєння або дезактивацію.

б) Реакції кисневмісних і азотовмісних сполук

При гідроочищенні одночасно з знесірчюванням відбувається конверсія азото- і кисневмісних сполук з утворенням відповідно аміаку і води, а також вуглеводнів. Кисень в середніх дистилятах може бути представлений сполуками типу спиртів, ефірів, фенолів і нафтенових кислот. Азот у нафтопродуктах знаходиться в основному в гетероциклах - у вигляді похідних піролу і піридину. При однакової будові стійкість щодо гідрування зростає в ряду сполук:

сіркорганічні < киснеорганічні < < азоторганічні

1.Фенол:

2. Гідроперекись циклогексану:

3. Гідроперекись гептану:

С₇H₁₅OOH + 2H₂ C₇H₁₆ + 2H₂O

4. Піридин:

5. Хінолін:

6. Піррол:

У зв'язку з високою стійкістю азоторганічних з'єднань азот видаляється при гідроочищенні з великими труднощами. Сполуки, що містять азот в циклічних структурах, гідруются значно важче, ніж містяться в аміногруппах.

Встановлено, що піридин, піперидин, пірол видаляються порівняно легко, хінолін, м-крезол та анілін - більш стійкі, особливо м-крезол.

У процесі гідроочищення в значній мірі руйнуються металоорганічні з'єднання. Виділені при цьому метали відкладаються на каталізаторі. Ванадій відаляється на 98-100%, нікель на 93-98 %. Вміст металів у продуктах вторинного походження в кілька разів вище, ніж у прямогонних фракціях.

в) Реакції вуглеводнів

У процесі гідроочищення одночасно з реакціями сірчистих, азотистих і кисневих сполук протікають численні реакції вуглеводнів:

- Ізомеризація парафінових і нафтенових вуглеводнів,

- Насичення неграничних сполук,

- Гідрокрекінг,

- Гідрування ароматичних вуглеводнів та ін..

Ізомеризація парафінових і нафтенових вуглеводнів відбувається при будь-яких умовах знесірчення, інтенсивність гідрокрекінгу посилюється з підвищенням температури і тиску.

При більш високих температурах і низьких тисках відбувається часткове дегідрування нафтенових і дегідроциклізація парафінових вуглеводнів. У деяких випадках гідрогенізаційного знесірчювання ці реакції можуть служити джерелом отримання водню для реакцій власне знесірчювання, тобто забезпечують протікання процесу автогідроочищення.

Із супутніх до знесірчювання реакцій вуглеводнів особливий інтерес представляє насичення олефінових і ароматичних вуглеводнів.

Як показали дослідження, найбільш стійкими в процесі гідрування є ароматичні вуглеводні.

Моноциклічні (бензол і його гомологи) в помітній кількості гидруются при високому парціальному тиску водню (200 кгс/см² і вище).

Гідрування ароматичних вуглеводнів з конденсованими кільцями протікає легше і може відбуватися в умовах процесу гідроочищення.

При температурі 350-500 ^оС відбувається практично повне гідрування неграничних з'єднань за порівняно низькому парціальному тиску водню.

Основні умови проведення процесу

Умови проведення процесу гідроочищення залежать від фракційного і хімічного складу сировини, від необхідного ступеня знесірчювання, застосовуваного каталізатора і його стану.

Основними параметрами гідроочищення є температура, тиск, об'ємна швидкість подачі сировини, кратність циркуляції водородовмісного газу, концентрація в ньому водню і активність каталізатора.

а) Температура

Підбір оптимальних температур гідроочищення забезпечує як необхідну якість, так і тривалість безрегенераційного пробігу каталізатора і загального терміну служби каталізатора.

Для всіх типів сировини при тому ж рівні активності каталізатора ступінь знесірчювання зростає з підвищенням температури. Однак верхня межа підйому температури обмежена 400-420 ^оС. При подальшому підвищенні температури ступінь гідрування знижується: для сірчистих сполук незначно, для ненасичених вуглеводнів досить різко. При підвищеній температурі відбуваються реакції гідрокрекінгу, в результаті яких знижується вихід рідких продуктів і збільшується вихід газів і відкладення коксу на каталізаторі.

З плином часу зміст коксу на каталізаторі збільшується, і активність його поступово зменшується. Для збереження постійної глибини процесу гідрознесірчювання температуру в реакторі з часом доводиться підвищувати. Оптимальним інтервалом робочих температур залежно від сировини, що переробляється лежить в межах:

Таблиця 1 - інтервал робочих температур залежно від сировини, що переробляється.

	Начало циклу	Кінець циклу
фракція 180 (230) -360 оС	340-380 оС	400-410 оС
фракція 140-230 оС	280-300 оС	350-380 оС

При підвищенні температури кінця кипіння сировини на 5 ^оC середня температура в реакторі має бути збільшена на 3-5 °C для досягнення результату по сірці, що в свою чергу призводить до збільшення швидкості дезактивації каталізатора.

Найбільш доцільно вести процес гідроочищення при мінімальній температурі, що не викликає виникнення коксу.

Знесірчювання нафтових фракцій процес екзотермічний, тому температура суміші при проходженні нею шару каталізатора підвищується. Кількість тепла, що виділяється залежить від вмісту сірки і неграничних вуглеводнів в сировині.

б) Тиск

З підвищенням тиску в системі збільшується ступінь знесірчювання сировини, зменшується коксоутворення і збільшується термін служби каталізатора.

При вивченні факторів, що впливають на глибину гідроочищення, було визначено, що гидруванню, в основному, сприяє не підвищення загального тиску в системі, а те, що з підвищенням загального тиску в системі гідроочищення зростає парціальний тиск водню. Загальна витрата водню з ростом тиску збільшується.

При гідроочищенні легких нафтових фракцій з збільшенням парціального тиску водню до 3,0 МПа ( 30 кгс/см² ) ступінь гідрування сірчистих сполук збільшується досить різко, а вище 3,0 МПа ( 30 кгс/см²) вплив тиску на якість гідроочищення незначний. При очищенні більш висококиплячих фракцій підвищення тиску водню до дуже високих значень збільшує швидкість реакції, прискорюючи транспортування водню через плівку рідини до поверхні каталізатора. Межа підвищення тиску обмежується подорожчанням обладнання.

в) Об'ємна швидкість подачі сировини

Об'ємною швидкістю називається відношення об'єму рідкої сировини, що подається в реактор протягом 1 години, до обсягу каталізатора, що знаходиться у реакторі.

Із збільшенням об'ємної швидкості зменшується час перебування сировини в реакторі і навпаки, із зменшенням об'ємної швидкості збільшується час контакту парів сировини з каталізатором і поглиблюється ступінь очищення. Одночасно зі збільшенням об'ємної швидкості зменшується витрата водню і ступінь закоксовування каталізатора.

Для кожного виду сировини визначається оптимальна об'ємна швидкість, при цьому необхідно враховувати й інші фактори: тип і стан каталізатора, температуру, парціальний тиск водню. Для досягнення необхідної якості палив при високих об'ємних швидкостях потрібне збільшення жорсткості режиму, тобто застосування більш високих температур і парціальних тисків.

При гідроочищенні легких дистилятів об'ємна швидкість може бути значно вище, ніж при гідроочищенні важких фракцій.

Оптимальна об'ємна швидкість подачі сировини при гідроочищенні гасових і дизельних фракцій знаходиться в межах 2-5 год^-1.

г) Кратність циркуляції водородовмістного газу і сировини

Термодинамічні розрахунки показують, що вже в присутності теоретично необхідної кількості водню реакції гідрування можуть протікати до практично повного завершення. Однак швидкість реакцій при цьому буде вкрай мала внаслідок низького парціального тиску водню. Тому процес гідрознесірчювання проводять з надмірною кількістю водню.

При підвищенні вмісту водню в газосировинної суміші швидкість процесу збільшується, проте помітне зростання швидкості реакції при цьому відбувається тільки до певної межі. Збільшення обсягу циркулюючого водню знижує також коксоутворення на каталізаторі.

В даний час в промисловості застосовується в основному гидроочищення з рециркуляцією водородовмістного газу.

Відносна кількість подаваного водородовмістного газу виражається обсягом циркулюючого газу в нормальних кубометрах, що припадають на 1м³ рідкої сировини. Чим вище концентрація водню в циркуляційному газі, тим нижче може бути кратність циркуляції.

Для процесу гідроочищення дизельного палива рекомендується кратність циркуляції 125 нм³/м³ сировини з об'ємною часткою водню 100 %.

Концентрація водню в циркулюючому газі, в об'ємних частках, не менше 65 %. Парціальний тиск водню в циркулюючому газі 1,8 МПа ( 18 кгс/см²).

Для процесу гідроочищення гасу рекомендується кратність циркуляції не менше 200 нм³/м³ сировини. Концентрація водню в циркулюючому ВВГ, в об'ємних частках, не менше 70%.

д) Активність каталізатора

Чим вище активність каталізатора, тим з більш високою об'ємною швидкістю можна проводити процес і досягати більшої глибини знесірчення .

З часом активність каталізатора падає за рахунок відкладення сірки і коксу на його поверхні.

Зниження парціального тиску водню в циркулюючому газі і жорсткість режиму процесу сприяє закоксовуванню каталізатора.

Тому періодично раз на рік проводять регенерацію каталізатора, в результаті якої випалюється кокс і сірка, що відклалися на каталізаторі, і активність каталізатора відновлюється. Регенерацію каталізатора краще здійснювати на спеціалізованому підприємстві.

Поступово каталізатор '' старіє '' за рахунок рекристалізації і зміни структури поверхні, а також за рахунок адсорбції поверхнею каталізатора металоорганічних та інших речовин, що блокують активні центри.

У цьому випадку каталітична активність знижується безповоротно, і каталізатор замінюється на свіжий.

2. Характеристика сировини, реагентів, готової продукції

Таблиця 2 - Характеристика вихідної сировини.

№ п/п	Найменування сировини	Найменування показників якості	Величина показників якості
1	Дизельне паливо прямогонне (фракція дизельна 230-360°С)	Густина при 20 °С, кг/м3	не більш 860
		Массовя доля загальної сірки, % мас.	не більш е 1,3
		Температура спалаху в закритому тиглі, оС	не нижче 62
		В'язкість кінематична при 20 °С, мм2/с	від 3,5 до 8,5
		Фракційний склад:
		- випарюється при температурі 250 _C, % об.	не більш 65
		- випарюється при температурі 350 _C, % об.	не менш 85
		- 50 % переганяється при температурі, оС	не вище 280
		- 95 % переганяється при температурі, оС	не вище 360
		- 96 % переганяється при температурі, оС	не вище 370
		Випробування на мідній пластинці	витримує
2	Фракція гасова 140-270 оС, очищена	Густина при 20 оС, кг/м3	не менш 775
		Фракційний склад:
		- температура начала кипіння, оС	не нормуєтся (визначення обов'язково)
		- 10 % переганяється при температурі, оС	не вище 175
		- 50 % переганяється при температурі, оС	не вище 225
		- 90 % переганяється при температурі, оС	не вище 270
		- 98 % переганяється при температурі, оС	не вище 280
3	Циркулюуючий очищений ВВГ та свіжий ВВГ
	- з утановки виробництва водню	Густина за нормальних умов, кг/м3	не нормуєтся
	- з КЦА	Густина за нормальних умов, кг/м3	не нормуєтся
	- з установки ЛЧ-35-11/1000	Густина за нормальних умов, кг/м3	не нормуєтся

Таблиця 3 - Характеристика реагентів та допоміжних матеріалів.

№ п/п	Найменування	Найменування показників якості	Величина показників якості
Реагенти
1	Регенерований розчин моноетаноламіна (МЕА)	Масова доля моноетаноламіна, % мас.	від 7 до 15
		Вміст сірководню і сульфідів, г/дм3	не більш 6,0
2	Раствор моноэтаноламина (МЭА), насичений сірководнем	Масова доля моноетаноламіна, % мас.	від 7 до 15
		Вміст сірководню і сульфідів, г/дм3	не більш 32,0
3	Присадка ПМС-200А, антівспеніватель (або інші поліметил-силоксанові рідини)	Зовнішний вигляд	безбарвна рідина без механічних домішок
		Густина при 20 оС, кг/м3	відповідність сертифікату якості
4	Присадка депрессорно-диспергуюча (Infineum R478 чи інші)	В'язкість кінематична при 100 °С, мм2/с	Відповідність сертифікату якості
		Густин при 50 °С, кг/м3
		Температура вспышки в закрытом тигле, °С
5	Сульфідуючий реагент (діметилдісульфід чи інші)	Зовнішний вигляд	Відповідність сертифікату якості
		Густина при 20 оС, кг/м3
6	Паливний газ із заводської мережі	Компонентний склад, % об.:
		- об'ємна частка вуглеводнів С1-С6	не нормуєтся
		- об'ємна частка водня	не нормуєтся
		- об'ємна частка азота	не нормуєтся
		- об'ємна частка кисню	не нормуєтся
		- об'ємна частка СО	не нормуєтся
		- об'ємна частка Н2S	не нормуєтся
		- об'ємна частка СО2	не нормуєтся
		Густина за нормальних умов	не нормуєтся
		Теплотворна здатність	не нормуєтся
Допоміжні матеріали
1	Каталізатор гідроочищення (алюмокобальтмолібденовий чи алюмонікельмолібденовий)	Номінальний розмір	Відповідність сертифікату якості
		Номінальна довжина, мм
		Тип екструдата
		Масова доля сірки, %
		Насипна густина, кг/м3
		Абразивний знос (масова частка), %
		Масова частка пилу і крихти , %
		Індекс міцності на розколювання, фунт / мм
2	Каталізатор захисного шару (окис алюмінію і кремнію )	Номінальний диаметр, мм	Відповідність сертифікату якості
		Тип екструдата
		Масова доля сірки , %
		Питома поверхня , м2/г
		Насипна густина , кг/м3
		Індекс міцності на розколювання, фунт / мм
3	Масло турбінне Тп-30 А) Маслобак компресора поз. ЦК-201 Б) Ємність Поз. Е-218, Е-219.	Масова частка механічних домішок, %	не більш 0,06
		Масова частка води, %	відсутність
		В'язкість кінематична при 40 С, мм2/с	від 41,5 до 63,25
		Температура спалаху в відкритому тиглі , оС	не нижче 170
		Кіслотне число, мг КОН на 1 г масла	не більш 1,0
4	Азот технічний низького тиску (НТ)	Содержание азота, % об.	не менш 99,6
		Об'ємна частка кисню, % об	не більш 0,5
		Об'ємна частка СО2, % об	відсутність
5	Азот технічний високого тиску (ВТ)	Вміст азоту, % об.	не менш 99,6
		Об'ємна частка кисню, % об	не більш 0,5
		Об'ємна частка СО2, % об	відсутність
6	Воздух технічний	Не регламентується
7	Воздух КВПтаА	Точка роси, оС	не выще мінус 40
		Клас забрудненості	не нижче 1 Класу
8	Пара водяна	Показники якості не контролюються
9	Конденсат водяної пари з заводської мережі	Жорсткість загальна, мг-екв/дм3	не більш 10
		Вміст розчиненого кисню, % мас.	від 0,0015 до 0,005
		Вміст цианідів, % мас.	відсутність
		Вміст з'єднань заліза в перерахунку на Fe, мкг/кг	не більш 200
		Масова концентрация масел і нафтопродуктів, мкг/кг	не більш 1,0
		Вміст азоту амонійного, мкг/кг	не більш 1000
		Вміст нітратів, мкг/кг	не більш 20
		Вміст нітритів, мкг/кг	не більш 20
		Вміст сульфідів, мкг/кг	не більш 2
10	Вода оборотна (I системи)	Зважених речовин, мг/л	не більш 25
		Нафтопродукти, мг/л	не більш 15
		Карбонатна жорсткість, мг-евк/л	не більш 3,0
		Загальна солевмісткість, мг/л	не більш 2000
		Хлоріди (Cl-), мг/л	не більш 300
		Сульфати, мг/л	от 350 до 500
		РН	от 6,5 до 8,5
		БПК полн, мг/л О2	не більш 25
11	Вода оборотна (II системи)	Зважених речовин, мг/л	не більш 15
		Нафтопродукти, мг/л	не більш 5
		БПК полн, мг/л О2	не більш 15
12	Этиленгліколь	Приймається за сертифікатом якості	Відповідність сертифікату якості

Таблиця 4 - Характеристика готової продукції.

№ п/п	Найменування готової продукції	Найменування показників якості	Величина показників якості
1	Компонент дизельного палива гідроочищенний з вмістом сірки до 0,2% мас.	Густина при 20 °С, кг/м3	не більш 860
		Вміст сірководню, %	відсутність
		В'язкість кінематична при 40 °С, мм2/с	от 3,0 до 6,0
		Температура спалаху в закритому тиглі , оC	не нижче 62
		Температура застигання	не вище мінус 250 С
		Коксівність 10 % залишка, % мас.	не більш 0,3
		Гранична температура фільтрування, оС	не вище мінус15
		Коефіцієнт фільтрування	не більш 3
		Масова частка поліциклічних ароматичних вуглеводнів, %	не більш 11
		Цетанове число	не більш 45
		Температура помутніння, оС	не вище 0
2	Компонент дизельного палива гідроочищенний з вмістом сірки не більш 50 ррm.	Густина при 15 °С, кг/м3	не більш 845
		Густина при 20 °С, кг/м3	не більш 860
		Масова частка загальної сірки, ppm	не більш 50
		Температура спалаху в закритому тиглі , оC	не ниже 55
		Вміст сірководню, % мас.	відсутність
		Температура помутніння, оC	не вище 0
		Гранична температура фільтрування, оC	не вище мінус 5
		Зольність, % мас.	не більш 0,01
		Вміст води, % мас.	відсутність
		Випробування на мідній пластинці при 50оС протягом 3-х годин	витримує
		Цетанове число	не менш 51
3	Компонент дизельного палива гідроочищенний з вмістом сірки не більш 10 ррm.	Масова частка загальної сірки, ppm	не більш 10
		Вміст сірководню, % масс.	відсутність
		Температура помутніння , оC	не вище 0
		Гранична температура фільтрування, оC	не вище мінус 15
		Цетанове число	не менш 51
4	Гідроочищенний компонент для виробництва палива ТС-1 (гасова фракція 140-270 оС)	Фракційний склад:
		- 10 % переганяється при температурі , оС	не вище 175
		- 50 % переганяється при температурі , оС	не вище 225
		- 90 % переганяється при температурі , оС	не вище 270
		- 98 % переганяється при температурі , оС	не вище 280
		Температура спалаху в закритому тиглі, оС	не менш 28
		Масова частка меркаптанової сірки (по аналізатору), % мас.	не більш 0,0005
		Масова частка загальної сірки, %	не більш 0,1

3. Нові технічні рішення, прийняті у проекті

Проектною технологічною схемою установки гідроочищення передбачено виведення надлишку вуглеводневого газу, що утворюється в процесі стабілізації, з ємності стабільного дизельного палива (сепаратора) С-225:

- на факел;

- в лінію виведення вуглеводневого газу з колони К-204 на печі.

Виведення вуглеводневого газу з С-225 постійно проводиться за першим варіантом (на факел ), тому що тиск в лінії виведення вуглеводневого газу з колони К-204 на печі постійно знаходиться в межах 1,5 - 2кгс/см², а тиск в сепараторі С-225 - 0,01-0,3 кгс/см². Кількість виводимого на факел вуглеводневого газу 200-250м³/час і є безповоротними втратами установки гідроочищення. Кількість скидного газу визначено по газовому витратоміру, встановленому на лінії факельних скидів з установки. Якісний склад газу, що скидається на факел з С-225, наступний:

Таблиця 5 - Якісний склад газу, що скидається на факел з С-225.

№	Найменування показників	Результати випробувань
		Дата відбору
		23.05.14	24.05.14	25.05.14	26.05.14
1	сірководень, %об.	0,2	0,37	0,22	0,24
2	водень, %об.	35,74	25,45	27,42	32
3	азот, %об.	0,7	4,42	0,38	3,65
4	кисень, %об.	0,16	1,26	0,12	1,17
5	двоокис вуглецю, %об.	0,01	0,04	0,06	0,16
6	окис вуглецю, %об.	0,02	0,01	0,01	0,01
7	Вуглеводневий склад, % об.:
	- метан	5,7	5,3	2,54	5,54
	- етан	16,4	16,25	16,75	12,52
	- етилен	0,27	0,19	0	0
	- пропан	25,47	27,55	29,06	21,62
	- пропілен	0,04	0,03	0,03	0
	- ізобутан	7,69	9,07	12,22	10,49
	- нормальний бутан	3,77	5,96	6,85	8,03
	- сума бутиленів	0,04	0,05	0,13	0,08
	- циклопентан	0,05	0,04	0,04	0,04
	- ізопентан	1,64	1,67	1,96	1,93
	- нормальний пентан	0,73	0,97	0,89	0,81
	- дивінил	0	0	0	0
	- сума пентенів	0	0	0,09	0
	- сума вуглеводнів С6	1,37	1,37	1,23	1,71
8	Густина при нормальних умовах, кг/м3	1,27	1,47	1,54	1,41
9	Теплотворна здатність, ккал/м3	14501,6	15786,9	17240,8	15256,6

При розгляді якісних показників описаного складу вуглеводневого газу був зроблений висновок про те, що він може бути ефективним газовим паливом в печах установки гідроочищення.

Економічний ефект, від використання в якості палива скидного на факел вуглеводневого газу в кількості 200 м³/год (усереднено), наступний:

1) Середня щільність вуглеводневого газу, що скидається на факел:

(1,27+1,47+1,54+1,41)/4 = 1,42 кг/м³;

2) Масова витрата вуглеводневого газу, що скидається на факел:

200 м³/год * 1,42 кг/м³ = 285 кг/год

3) Середня величина теплотворної здатності вуглеводневого газу, що скидається на факел:

(14501,6+15786,9+17240,8+15256,6)/4 = 15699 ккал/м³;

4) Розрахунок коефіцієнта переводу вуглеводневого газу в т.у.п.:

15699ккал/м³ : 1,42кг/м³ = 11056 ккал/кг

11056ккал/кг : 7000ккал/кг = 1,58 - коефіцієнт переводу вуглеводневого газу в т.у.п.

5) Розрахунок еквівалентної кількості природного газу:

1000м³ природного газу - 1,15 т.у.п.

1000кг вуглеводного газу - 1,58 т.у.п.

Отже

1,58 т.у.п. - 1374м³

тобто

1000 кг/год вуглеводневого газу = 1374 м³/год природного газу

або

285 кг/год вуглеводневого газу = 390 м³/год природного газу

6) Вартість природного газу, прийнята для оцінки реалізації проекту, становить 3113 грн. за 1000м³ (квітень 2014р)

7) Річний економічний ефект від економії розрахованої витрати природного газу:

390 м³/год * 8000ч * 3113 грн. = 9 712 560грн/рік.

При цьому 8000 годин взято з урахуванням зупинкового ремонту, який може проводитися 1 раз на 2 роки. Тим не менш, в розрахунок приймається 8000год, на випадок проведення чистки теплообмінного устаткування і можливих незапланованих зупинок.

Опис рішення

З метою зниження втрат вуглеводнів запропоновано використовувати даний вуглеводневий газ, як паливо установки гідроочищення. Для транспортування вуглеводневого газу запропоновано додатково змонтувати 190п.м. труби Ду100, починаючи від місця врізки проектної лінії з С-225 в лінію виведення вуглеводневого газу з колони К-204 (попередньо відключивши її від старої схеми), до печі П-201.

4. Опис технологічної схеми

Сировина ( фракція 230 - 360⁰С або фракція 140 - 270⁰С ) насосами поз. Н- 1, 2,3 з промпарка дизельного палива подається у фільтр поз. Ф- 207/1,2 установки гідроочищення, де очищається від можливих механічних домішок і надходить на прийом сировинних насосів поз. Н- 201/1,2,3,4. Далі сировина подається на змішання з циркулюючим водневомісним газом, нагнітається відцентровим компресором поз.ЦК- 201. Отримана після змішання газосировинна суміш ( ГСС) нагрівається до температури 160 - 180⁰С в міжтрубному просторі сировинних теплообмінників поз. Т- 202/4,3,2,1 потоком стабільного палива, що надходить з нижньої частини стабілізаційної колони поз. К- 201 в трубне простір теплообмінників.

Далі ГСС нагрівається до 250 - 320⁰С в міжтрубному просторі послідовно встановлених пар теплообмінників поз. Т- 201 / 1,2 потоком газопродуктовой суміші ( ГПС ) і догрівається до 300 - 400⁰С в печі поз. П- 201, температурний режим якої регулюється подачею паливного газу. Після печі поз. П- 201 газосировинна суміш прямує в реактори поз. Р- 201А і Р- 201, встановлені послідовно, де на каталізаторі відбувається гідрування сірчистих і азотистих сполук, що містяться в сировині, з утворенням сірководню та аміаку, а також відбувається частковий гідрокрекінг з утворенням вуглеводневого газу і легких бензинових фракцій. Настає у реакторі поз. Р- 201 газопродуктова суміш віддає своє тепло газосировинної суміші послідовно в теплообмінниках поз. Т- 201 /1,2 і з температурою 240 - 300⁰С направляється в « гарячий» сепаратор поз. С- 201, де розділяється на газову і рідку фази .

Парогазова суміш після сепаратора поз. С- 201 охолоджується спочатку в теплообміннику поз.Т- 205 (до 240⁰С ), потім у повітряних холодильниках поз. Х- 201 / 1,2,3 і водяному холодильнику поз. Х- 202 / 1,2 (до 40⁰С), після чого направляється в « холодний» продуктовий сепаратор поз. С- 202. У сепараторі поз.С- 202 відбувається поділ парогазової суміші на нестабільний гидрогенизат і циркуляційний водородсодержащий газ, а також відділення води з нестабільного гідрогенізату . Виділився в сепараторі поз. С- 202 водневовмісний газ (газова фаза ) направляється в абсорбер поз. К- 202 на очищення від сірководню 15 % - м розчином моноетаноламіна. Гідрогенізат з холодного сепаратора поз. С- 202, попередньо нагрітий у теплообміннику поз. Т- 205 парогазовою сумішшю з гарячого сепаратора поз. С- 201, змішується з гідрогенізатом з гарячого сепаратора поз.С- 201 і прямує в колону стабілізації поз. К- 201.

Стабілізація дизельного палива здійснюється шляхом поддува водневовмісного газу з метою зниження парціального тиску парів нафтопродуктів. В якості газу поддува використовується віддуватися циркуляційний водневовмісний газ або свіжий в водневовмісний газ зі щита скидання на прийомі компресора поз. ЦК- 201. З метою підтримки температури нестабільного продукту на вході в колону поз. К- 201 ( для випадку низької продуктивності установки) передбачається організація байпасу між лініями газопродуктової суміші на виході з першої і другої пари теплообмінників поз. Т- 201. Стабільне паливо знизу колони поз. К- 201 виводиться через теплообмінники поз. Т- 202 / 1,2,3,4 і повітряні холодильники поз. Х- 204 / 1,2,3 в розділову ємність стабільного дизельного палива поз. С- 225, в якій відбувається виділення розчиненого в ньому в процесі стабілізації вуглеводневого газу (який після впровадження нового технічного рішення буде спрямовуватися до печі П-201 у якості палива). Стабільне дизельне паливо з розділової ємності поз. С- 225 насосами поз. Н- 225 / 1,2 виводиться з установки в парк готової продукції .

5. Матеріальний і тепловий баланси

1. Потужність установки за сировиною G = 2050 тис.т/рік.

2. Характеристика сировини: фракційний состав 190--360 ^оС; густина с₀=840 кг/м³; вміст сірки S_o = 0,6 % (мас.), у тому числі меркаптанової S_м = 0,03 % (мас.), сульфідної S_c= 0,3 % (мас.), дисульфідної S_д = 0,06 % (мас.) та тіофенової S_т = 0,21 % (мас.); вміст ненасичених вуглеводнів 10 % (мас.) на сировину.

3. Залишковий вміст сірки в очищеному дизельному паливі Sк <0,05% (мас.), тобто ступінь або глибина гідрознесіркування повинна бути 92%.

4. Гідроочищення проводиться на алюмокобальтмолібденовом каталізаторі за тиском P=4 МПа, кратності циркуляції водневовмісного газу до сировини ч = 177 нм³/м³.

5. Кінетичні константи процесу: k₀ = 4,62 • 10⁶,Е=67040 кДж/моль, n= 2.

Вихід гідроочищенного дизельного палива Вд.п,% (мас.) на вихідну сировину дорівнює:

В_Д.П. = 100 - В_б - В_г - ?S, (1)

де В_б, В_г, ?S --выхіди бензину, газу и кількість видаленої із сировини сірки відповідно на сировину, % (мас.).

Бензин і газ утворюються переважно при гідрогенолізу сірчистих сполук. При середньої молекулярної масі 209 в 100 кг сировини міститься 100:209 = 0,48 кмоль, 2 кг сірки містять 2:32 = 0,06 кмоль сірки, тобто сірковмісні молекули складають 13% від загального числа молекул. Якщо прийняти рівномірний розподіл атомів сірки по довжині вуглеводневого ланцюжка, то при гідрогенолізу сіркоорганічних з'єднань з розривом у атома сірки вихід бензину і газу складе:

В₆ = ?S = 0,55 % (мас.); В_г = 0,3?S = 0,17 % (мас.). (2),(3)

?S = 0,6 - 0,05 = 0,55

Тоді вихід дизельного палива буде дорівнювати:

В_Д.П. = 100 - 0,55 - 0,17 - 0,55 = 98,73 % (мас.).

Отримана величина в подальших розрахунках уточнюється після визначення кількості водню, що увійшов до складу дизельного палива при гідрогенолізу сірчистих сполук і гідруванні неграничних вуглеводнів. Отримані значення виходу газу, бензину та дизельного палива далі будуть використані при складанні матеріального балансу установки і реактора гідроочищення.

Витрата водню на гідроочищення. Водень у процесі гідроочищення витрачається на: 1) гідрогеноліз сіркоорганічних сполук; 2) гідрування ненасичених вуглеводнів; 3) втрати водню з відходячими потоками (віддуву і рідким гідрогенізатом). Витрата водню на гідрогеноліз сіркоорганічних з'єднань можна знайти за формулою:

G₁ = m?S, (4)

де G₁ --витрата 100%-го водню, % (мас.) на сировину;

?S-- кількість сірки, що видаляється при гідроочищенні,% (мас.) на сировину;

m - коефіцієнт, що залежить від характеру сірчистих сполук. Оскільки в нафтовій сировині присутні різні сірчисті сполуки , визначається витрата водню на гідрогеноліз кожного з них, і отримані результати сумуються. Значення m для вільної сірки дорівнює 0,0625, для меркаптанів - 0,062, циклічних і аліфатичних сульфідів - 0,125, дисульфідів - 0,0938, тіофенів - 0,250 і бензотіофенів -0,187.

Найбільш стабільні при гідроочищенні тіофеновані з'єднання, тому при розрахунку приймаємо, що вся залишкова сірка (0,05% мас . на сировину ) в гідрогенізаті - тіофенова , а решта сіркоорганічнихе сполук розкладається повністю.

При цьому отримаємо:

G₁=0,03•0,062 + 0,3•0,125 + 0,06•0,0938 + (0,21--0,06) •0,25 = 0,0825.

Витрата водню на гідрування ненасичених вуглеводнів дорівнює:

G₂ = 2?C_H /M, (5)

де G₂ - витрата 100%-го водню,% (мас.) на сировину;

ДCH - різниця змісту ненасичених вуглеводнів в сировину і гідрогенізат,% (мас.) на сировину, рахуючи на моноолефіни. М - середня молекулярна маса сировини. Середню молекулярну масу сировини розраховуємо за такою емпіричною формулою:

M = 44,29d₁₅¹⁵ / (1,03 - d₁₅¹⁵) = (44,29 • 0,85)/(1,03 - 0,85) = 209 (6)

Приймаючи, що ступінь гідрування ненасичених вуглеводнів і гідрогенолізу сірчистих сполук однакова, знаходимо:

G₂ = 2•10•0,9/209 = 0,086.

Мольну частку водню, розчиненого в гідрогенізаті, можна розрахувати з умов фазової рівноваги в газосепараторі високого тиску:

x'_H2 = y'_H2/K_p = 0,8/30 = 0,027 (7)

де y'_H2, x'_H2 - молярні частки водню в паровій і рідкій фазах (у розглянутому прикладі y'_H2 дорівнює мольній або об'ємній концентрації водню в циркулюючому газі); K_p-константа фазової рівноваги (для умов газосепаратора високого тиску при 40 °С і 4 МПа K_Р = 30). Втрати водню від розчинення в гідрогенізаті G₃ (% мас.) на сировину складають:

G₃ = (x'_H2M_H2•100)/( x'_H2M_H2 + (1- x'_H2)M) =

= (0,027•2•100)/(0,027•2 + 0,973•209) = 0,026% (мас.) (8)

Крім цих втрат мають місце втрати водню за рахунок дифузії водню через стінки апаратів і витоку через нещільності, так звані механічні втрати. З практичних даних, ці втрати становлять близько 1% від загального обсягу циркулюючого газу.

Механічні втрати G₄ (% мас.) на сировину рівні:

G₄ = ч•0,01•M_H2•100/(с•22,4) (9)

где ч -- кратність циркуляції водневовмісного газу, нм³/м³;

с -- густина сировини, кг/м³.

Таким чином:

G₄ =177•0,01•2•100/(840•22,4) = 0,019% (мас.)

Приймаємо склад ВВГ (таблиця 6):

Таблица 6 - Склад водневовмісного газу.

Вміст компоненту	Н2	СН4	С2Н6	С3Н8	С4Н10
% (об.)	85,0	7,0	5,0	2,0	1,0
% (мас.)	29,4	19,4	26,06	15,2	10,0

Для нормальної експлуатації установок гідроочищення вміст водню в циркулюючому газі має бути не нижче 80% (об.). Зменшенню концентрації водню сприяють такі чинники: - Хімічне споживання водню на реакції гідрування і гідрогенолізу; - Розчинення водню в рідкому гідрогенізаті, виведеному з установки; - Утворення газів гідрокрекінгу, які, накопичуються в циркулюючому ВВГ, розбавляють водень.

Концентрація водню в системі підвищується за рахунок розчинення вуглеводневих газів в рідкому гідрогенізаті і збільшення концентрації Н₂ в водневовмісному газі. Для підтримки постійного тиску в системі обсяг надходячого і утворюємого газу має дорівнювати обсягу газу, що відходить з системи і поглиненого в ході хімічної реакції.

Об'ємний баланс за воднем і вуглеводневим газам записують у наступному вигляді:

V_оy'_о = V_р + V_отд y' (10)

V_о(1 - y'_о ) + V_г.к = V_а + V_отд(1 - y' ) (11)

де V_о, V_р, V_отд, V_г.к, V_{а ,}- обсяги свіжого ВСГ, хімічно реагуючого і сорбуємого гідрогенізатом водню, віддуву, газів гідрокрекінгу і газів, абсорбуємих рідким гідрогенізатом, м³/год.

y'_о, y' - об'ємні концентрації водню в свіжому і циркулюючому ВВГ.

Найбільш економічний по витраті водню режим без віддуву ВВГ можна підтримувати, якщо гази, що утворюються при гідрокрекінгу, і гази, які надходять у систему зі свіжим ВВГ, повністю сорбуются в газосепараторі в рідкому гідрогенізаті, тобто:

V_о(1 - y'_о ) + V_г.к < V_а (12)

Реалізації цієї умови сприяє збільшення концентрації водню в свіжому ВВГ, зменшення реакцій гідрокрекінгу і підвищення тиску в системі. Якщо балансові вуглеводневі гази повністю не сорбуються, то частина їх виводиться з віддувом. Рішенням системи рівнянь отримуємо об'єм газів віддуву:

(13)

Обсяг водню в віддуваємому газі дорівнює V_отд y'. Тоді загальна витрата водню при гідроочищенні з урахуванням газу віддуву складе:

(14)

Розрахунок рекомендується вести на 100 кг вихідної сировини, так як при цьому абсолютні значення витратних показників (у % мас.) Можна використовувати з розмірністю кг:

V_р=0,387·22,4/2 = 4,34 м³

V_г.к=0,54·22,4/М_г.к=0,54·22,4/37=0,33 м³ (15)

де М_г.к - середня молекулярна маса газів гідрокрекінгу; при однаковому мольному змісті газів С₁, С₂, С₃, С₄ вона дорівнює:

М_г.к = (16 +30 +44 +58) / 4 = 37

Кількість вуглеводневих газів, абсорбуємих рідким гідрогенізатом, можна визначити, якщо допустити, що циркулюючий водневовмісний газ прийнятого складу знаходиться в рівновазі з рідким гідрогенізатом. Зміст окремих компонентів в циркулюючому газі і константи фазової рівноваги в умовах газосепаратора високого тиску (40 ⁰С і 4,0 МПа) наведені нижче (таблиця 7):

Таблица 7 - Константи фазовоі рівноваги.

Вміст компонента yi/, мол. частки	0,20	0,05	0,02	0,01
Константа фазової рівноваги Крi	3,85	1,2	0,47	0,18

Кількість абсорбованого компонента i в кг на 100 кг гідрогенізату дорівнює:

g_i = x_i^/M_i·100 / M_г (16)

Кількість абсорбованого компонента I (v_i, м³ на 100 кг гідрогенізату) становить:

v_t = g_i·22.4 / M_i = x_i^/·100·22.4/M_г (17)

Підставляючи в це рівняння відповідні значення x_i^/ = y_i^/ / K_pi отримаємо об'єм кожного компонента, розчиненого в гідрогенізаті.

Сумарний об'єм абсорбованих газів буде дорівнювати Уv_i = 2.052 м³. Балансовий об'єм вуглеводневих газів, що надходять в газосепаратор (гази гідрокрекінгу і внесені зі свіжим ВВГ) становить:

4,34(1 - 0,85) + 0,33 = 0,98 < v_а

Оскільки дана вимога виконується, то можлива робота без віддуву частини циркуляційного газу ВВГ. Таким чином, загальна витрата в процесі гідроочищення буде складатися з водню, що поглинається при хімічній реакції, що абсорбується в сепараторі високого тиску і механічно втрачаємого:

G_H2 = G₁ +G₂+G₃+G₄ = 0,083 + 0,036 + 0,026 + 0,019 = 0,214% (мас.). (18)

Витрата свіжого ВВГ на гідроочищення дорівнює:

G⁰_H2 = G_H2/0,29 = 0,214/0,29= 0,74% (мас.), (19)

де 0,29 -- вміст водню у свіжому водневовмісному газі,% (мас.).

Отримані значення витрати водню і свіжого ВВГ далі будуть використані при складанні матеріального балансу установки і реактора гідроочищення.

Матеріальний баланс установки

На основі отриманих даних можна скласти матеріальний баланс установки (таблиця 7).

Спочатку розраховуємо вихід сірководню:

b_H2S =?SM _H2S /M_S = 0,55•34/32= 0,58% (мас.) (20)

Таким чином, балансовим сірководнем поглинається 0,03% (мас.) водню (0,58 - 0,55 = 0,03%).

Кількість водню, що увійшов при гідруванні до складу дизельного палива, так само:

G₁ + G₂--0,03= 0,0825 + 0,086--0,03 = 0,139% (мас.)

Уточнений вихід гідроочищеного дизельного палива:

98,73 + 0,139 = 98,869% (мас.)

Вихід сухого газу, що виводиться з установки, складається з вуглеводневих газів, що надходять зі свіжим ВВГ, газів, що утворюються при гідрогенолізу, а також абсорбованого гідрогенізатом водню:

0,74•(1 -- 0,29) + 0,17 + 0,026= 0,721% (мас.)

На основі отриманого матеріального балансу проводимо розрахунок реакторного блоку установки гідроочищення.

Таблиця 8 - Матеріальний баланс гідроочищення

Найменування	% (мас)	т/рік	т/доб	кг/год
Взято Сировина Водневовмісний газ у тому числі 100% Н2	100,0 0,74 0,21	2050000 15170 4305	5616,44 41,56 11,79	234018,26 1731,74 491,44
Всього	100,95	2069475	5669,79	236241,44
Отримано Дизельне паливо очищене Сірководень Сухий газ Бензин	98,87 0,58 0,95 0,55	2026835 11890 19475 11275	5552,97 32,57 53,36 30,89	231373,75 1357,26 2223,33 1287,10
Всього	100,95	2069475	5669,79	236241,44

Матеріальний баланс реактора

У реактор надходить сировина, свіжий водневовмісний газ і циркулючий водневовмісний газ (ЦВВГ). Склад ЦВВГ наведений нижче:

Таблица 9 - Склад водневовмісного газу.

	Н2	СН4	С2Н6	С3Н8	С4Н10
Мольна частка у?	0,720	0,200	0,050	0,020	0,010
Масова частка у	0,192	0,427	0,201	0,103	0,077

Середня молекулярна маса ЦВВГ М_ц дорівнює:

М_ц = ?М_iy_i' =2•0,72+16•0,2+30•0,05+44•0,02+58•0,01= 7,6 кг/кмоль (21)

Витрата ЦВВГ на 100 кг сировини G_u можно знайти за формулою:

G_ц = (100чM_ц/с_C)22,4 = 100•177•7,6/ 840•22,4 = 7,14 (22)

Складаємо матеріальний баланс реактора гідроочищення.

Таблица 10 - Матеріальний баланс реактора гідроочищення.

Найменування	% (мас.)	кг/год
Взято Сировина Свіжий водневовмісний газ у тому числі 100% Н2 Циркулюючий водневовмісний газ	100,00 0,74 0,21 7,14	234018,26 1731,74 491,44 16708,90
Всього	108,09	252950,34
Отримано Дизельне паливо очищене Сірководень Сухий газ Бензин Циркулюючий водневовмісний газ	98,87 0,58 0,95 0,55 7,14	231373,75 1357,26 2223,33 1287,10 16708,90
Всього	108,09	252950,34

Тепловий баланс реактора

Рівняння теплового балансу реактора гідроочищення можна записати так:

Q_C + Q_Ц + Q_S + Q_Г.Н = ?Q_СМ (23)

де Q_с, Q_ц--тепло, внесене в реактор зі свіжою сировиною і циркулюючим водневовмісним газом;

Q_S, Q_Г..Н -- тепло, що виділяється при протіканні реакцій гідрогенолізу сірчистих і гідрування неграничних з'єднань;

?Q_СМ --тепло, що відводиться з реактора реакційною сумішшю.

Середня теплоємність реакційної суміші при гідроочищенні незначно змінюється в ході процесу, тому тепловий баланс реактора можна записати в наступному вигляді:

Gct₀ + ?Sq_S + ?C_Hq_H = Gct (24)

t = t₀ + (?Sq_S + ?C_Hq_H)/(Gc) (25)

де G - сумарна кількість реакційної суміші, % (мас.);

c -- середня теплоємність реакційної суміші, кДж/(кг•К);

?S, ?C_H -- кількість сірки і неграничних вуглеводнів, видалених з сировини, % (мас.);

t, t₀ - температури на вході в реактор і при видаленні сірки ?S, ^оС;

q_S,q_H-- теплові ефекти гідрування сірчистих неграничних з'єднань, кДж/кг

1) Значення t₀ визначають для кожної пари каталізатор - сировина в інтервалі 250 - 380 °С. При оптимізації t₀ враховують такі два фактори, діючі в протилежних напрямках: з підвищенням t₀ зменшується завантаження каталізатора, яке потрібне для досягнення заданої глибини знесірчення ДS, але, з іншого боку, збільшується швидкість дезактивації каталізатора і, отже, збільшуються витрати, пов'язані з більш частими регенераціями і великими днями простою установки за календарний рік.

Мінімум сумарних витрат, визначить оптимальне значення t₀ Для заданої пари каталізатор -- сировина t₀ = 350 °С.

2) Сумарна кількість реакційної суміші на вході в реактор становить 108,09 кг.

3) Кількість сірки, віддалену із сировини, ДS = 0,55% (мас.). Глибину гідрування ненасичених вуглеводнів можна прийняти рівною глибині знесірчування ?C_H = С_н•0,9 = 10•0,9 = 9 % (мас.).

4) Кількість тепла, що виділяється при гідрогенолізу сірчистих сполук (на 100 кг сировини) при заданій глибині знесірчування, рівний 0,9, складе:

Q_S = ? q_Si g_Si (26)

де q_Si -- теплові ефекти гідрогенізату окремих сіркоорганічних з'єднань, кДж/кг

g_Si-- кількість розкладених сіркоорганічних з'єднань, кг (при розрахунку на 100 кг сировини воно чисельно дорівнює змісту окремих сіркоорганічних сполук у % мас.).

Таким чином:

Q_S = 0,03•2100 + 0,3•3810 + 0,06•5060 + 0,15•8700= =2815 кДж.

5) Кількість тепла, що виділяється при гідруванні ненасичених вуглеводнів, дорівнює 126000 кДж / моль. тоді :

Q_H =?C_Hq_H /М= 9•126000/209=5421 кДж. (27)

6) Середню теплоємність циркулюючого водневовмісного газу знаходять на підставі даних теплоємності окремих компонентів.

Таблица 11 - Теплоємність індивідуальних компонентів.

Теплоємність	H2	CH4	C2H6	C3H8	C4H10
cP, кДж/(кг•К) сP, ккал/(кг•°С)	14,57 3,48	3,35 0,8	3,29 0,786	3,23 0,772	3,18 0,760

Теплоємність циркулюючого водневовмісного газу можна знайти за формулою:

с_ц = ? с_Pi y_i (28)

де с_Pi - теплоємність окремих компонентів з урахуванням поправок на температуру і тиск, кДж/(кг•К);

y_i - масова частка кожного компонента в циркулюючому газі.

Тоді:

с_ц = 14,57•0,192 + 3,35•0,427 + 3,29•0,201 + 3,23•0,103 + 3,18•0,077 = =5,45кДж/(кг•К).

7) Ентальпія пари сировини при 350 ^оС, I³⁵⁰ = 1050 кДж / кг. Абсолютна критична температура сировини Т_КР = 460 +273 = 733 К. Наведена температура дорівнює Т_ПР = 350 + 273/733 = 0,845. Критичний тиск сировини обчислюють за формулою:

Р_КР = 0,1КТ_КР/М_С = 0,1•11,66•733/209=: 4,09 МПа. (29)

де К = (1,216 ³vТ_СР)/d₁₅¹⁵ = (1,216 ³v275 + 273 ) / 0,850 = 11,66

Тоді:

Р_ПР = Р/Р_КР = 4/4,09 = 0,98 (30)

Для знайдених значень Т_ПР и Р_ПР:

?IM/(4,2T) = 4,19 (31)

?I = 4,19•4,2•623/209 = 52,6 кДж/кг

Ентальпія сировини з поправкою на тиск дорівнює I³⁵⁰ =1050-52,6=997,4 кДж/кг