Проект установки гидроочистки дизельного топлива
Знакомство с функциями реактора гидроочистки дизельного топлива Р-1. Гидроочистка как процесс химического превращения веществ под воздействием водорода при высоком давлении и температуре. Характеристика проекта установки гидроочистки дизельного топлива.
| Рубрика | Производство и технологии |
| Вид | дипломная работа |
| Язык | русский |
| Дата добавления | 12.01.2014 |
| Размер файла | 2,0 M |
Отправить свою хорошую работу в базу знаний просто. Используйте форму, расположенную ниже
Студенты, аспиранты, молодые ученые, использующие базу знаний в своей учебе и работе, будут вам очень благодарны.
Размещено на http://www.allbest.ru/
Проект установки гидроочистки дизельного топлива
гидроочистка химический дизельный топливо
Введение
Увеличение объема производства нефтепродуктов, расширение их ассортимента и улучшение качества - основные задачи, поставленные перед нефтеперерабатывающей промышленностью в настоящее время. Всовременных НПЗ доля вторичных процессов постоянно растет, в тоже время растет и глубина переработки нефтепродуктов, продукты требуют облагораживания- в связи с этим гидроочистка выходит на передовое место среди вторичных процессов на нефтеперерабатывающих заводах. В наше время увеличивается количество сернистых и высокосернистых нефтей, поступающих на НПЗ, также увеличивается поступление дизельных фракций с установок вторичных процессов, которые в отличие от прямогонной дизельной фракции содержат большее количество серосодержащих, азотсодержащих, кислородсодержащих соединений, а также олефинов, таким образом очень сильно снижается качество сырья на установках гидроочистки. Содержание серы - самый важный показатель у современных дизельных топлив. Он нормируется для всех классов дизельного топлива и в соответствии с классом может составлять 50 и 10 мг/кг.
Гидроочистка -- процесс химического превращения веществ под воздействием водорода при высоком давлении и температуре. Гидроочистка нефтяных фракций направлена на снижение содержания сернистых соединений в товарных нефтепродуктах.
Побочно происходит насыщение непредельных углеводородов, снижение содержания смол, кислородсодержащих соединений, а также гидрокрекинг молекул углеводородов. Гидроочистка является основным вторичным процессом в нефтепереработке, ни один современный нефтеперерабатывающий завод не может обойтись без установки гидроочистки.
Благодаря гидроочистке происходит облагораживание всех фракций, получаемых на НПЗ. В соответствии с заданием на курсовой проект необходимо спроектировать установку гидроочистки дизельного топлива с производительностью 900 тыс. т/год.
1. Характеристика сырья, получаемых продуктов, свсг, цвсг и реагентов
Качество сырья установки гидроочистки оказывает большое влияние как на параметры процесса, так и на качество и выход получаемых продуктов. При выборе параметров и катализаторов процесса необходимо учитывать химический состав: содержание серо- и азотсодержащих соединений; содержание полиароматических углеводородов, смол и асфальтенов, вызывающих снижение активности катализаторов процесса гидроочистки за счет отложений кокса; содержание металлов (никель, железо, ванадий), способных отлагаться на поверхности катализатора.
В качестве сырья установки гидроочистки дизельного топлива была взята прямогонная дизельная фракция с температурами выкипания 180 -- 360 0С.
На установке гидроочистки выделяют: бензин -- отгон (температура конца кипения 180 0С) и гидроочищенное дизельное топливо.
Характеристика сырья, гидрогенизата и бензин -- отгона, полученных в процессе гидроочистки дизельного топлива представлены табл. 1.1.
Таблица 1.1. Характеристика сырья, гидроочищенного дизельного топлива и бензтн-отгона.
|
Показатели качества |
Сырье |
Гидрогенизат |
Бенз-отгон |
|
|
Плотность при 20 0С, кг/м3 |
0,843 |
0,838 |
0,725 |
|
|
Фракционный состав (разгонка по ГОСТ), 0С: |
||||
|
н. к. |
180 |
180 |
43 |
|
|
10% |
222 |
237 |
72 |
|
|
50% |
268 |
268 |
100 |
|
|
90% |
318 |
318 |
151 |
|
|
к.к. |
360 |
350 |
180 |
|
|
Содержание серы |
0,91 |
0,005 |
- |
|
|
Йодное число |
2,5 |
- |
- |
Углеводородный состав свежего (СВСГ) и циркулирующего (ЦВСГ) водородсодержащих газов и газов реакции представлен в табл.1.2.
Таблица 1.2. Химический состав СВСГ, ЦВСГ и углеводородных газов (%об.)
|
Компон. |
СВСГ,% |
M |
СВСГ, % мас. |
ЦВСГ, %об |
ЦВСГ % мас. |
УВГ %. |
УВГ % мас. |
|
|
Водород |
99,9 |
2 |
99,2 |
84 |
27,8 |
- |
- |
|
|
Метан |
0,1 |
16 |
0,8 |
7,7 |
20,4 |
59 |
40,2 |
|
|
Этан |
30 |
4,9 |
24,3 |
29,7 |
37,9 |
|||
|
Пропан |
44 |
2,2 |
16,0 |
10 |
18,7 |
|||
|
Изобутан |
58 |
0,6 |
5,8 |
0,7 |
1,7 |
|||
|
Н-бутан |
58 |
0,6 |
5,8 |
0,6 |
1,5 |
|||
|
Итого |
100 |
2,014 |
100 |
100 |
100,0 |
100 |
100 |
В процессе гидроочистки дизельного топлива использовался катализатор РК-231М, фирмы KNTgroupсо следующими физико-химическими характеристиками:
Таблица 1.3. Характеристика катализатора РК-231М.
|
Показатель |
Значение |
|
|
Форма и размер гранул |
Цилиндрич., d=1,6-3,0, L=3-15 мм |
|
|
Содержание активных металлов, % масс., не более |
12-15 Мо; 4,0-5,0 Со |
|
|
Индекс прочности, кг/мм2, не менее |
2,2 |
|
|
Насыпная плотность, г/см3, в пределах: |
0,6-0,8 |
|
|
Массовая доля крошки, %, не более |
1,0 |
|
|
Массовая доля потерь при прок. (ППП) при 500°C, %, не более |
3,0 |
2. Выбор и обоснование схемы установки и параметров процесса
Технологические схемы установок гидроочистки имеют много общего и различаются по мощности, размерам и технологическому оформлению реакционных блоков, блоков сепарации и стабилизации.
Все установки гидроочистки имеют в своем составе следующие блоки:
- реакторный блок;
-блок стабилизации гидрогенизата;
-блок сепарации;
-блок очистки циркулирующего водородсодержащего газа и газов реакции от сероводорода раствором моноэтаноламина и регенерации раствора моноэтаноламина[1].
Реакторный блок состоит из сырьевых насосов, теплообменников нагрева газосырьевой смеси, печи, реактора, водяного холодильника и аппарата воздушного охлаждения. Основной аппарат реакторного блока - реактор, в нем осуществляется процесс гидроочистки дизельной фракции. Опыт эксплуатации установок гидроочистки дизельного топлива свидетельствует о целесообразности проведения процесса в реакторе с аксиальным вводом сырья в неподвижном слое катализатора. Такого типа реактор выбран в данном проекте.
Рис 2.1
Два параллельно соединенных реактора
Рис. 2.2
Два последовательно соединенных реактора
Рис. 2.3
На проектируемой установке выбираем схему с одним реактором , т.к. такая схема экономически более целесообразна - меньше капитальные и эксплуатационные затраты.
На установке применяем схему «с циркуляцией» водородсодержащего газа. Применение схемы с циркуляцией позволяет поддерживать нужное соотношение водород: сырье, изменяя кратность циркуляции водородсодержащего газа, и в меньшей степени зависит от работы установки каталитического риформинга. Наличие циркуляционного компрессора дает возможность проводить газовоздушную регенерацию катализатора.
При работе установки с циркуляцией водородсодержащего газа появляется возможность обеспечения более высокого парциального давления водорода и за счет увеличения удельного расхода водородсодержащего газа, и за счет повышения концентрации водорода в газе при его сепарации.
В процессе гидроочистки дизельной фракции сепарация гидрогенизата применяется для выделения водородсодержащего газа и углеводородного газа. Сепарация газопродуктовой смеси осуществляется в газосепараторах.
Выбор схемы узла сепарации гидрогенизата определяется конкретными условиями производства. Существуют два способа сепарации- холодный и горячий. Выбор холодной или горячей сепарации водородсодержащего газа из газопродуктовой смеси определяется также ресурсами водорода на заводе.
На установке используем горячую сепарацию газопродуктовой смеси. Горячая сепарация бывает двух-, трех- и четырехступенчатой по давлению, что зависит от давления в реакторе. По схеме с горячей сепарацией газопродуктовая смесь лишь частично охлаждается в сырьевых теплообменниках (до 230-300 оС) и поступает в горячий сепаратор высокого давления, в котором происходит отделение газопаровой фазы от жидкой. Газопаровая фаза, включающая ВСГ, газы реакции и пары бензина, охлаждается и конденсируется в теплообменниках, воздушных и водяных холодильниках и поступает в холодный сепаратор высокого давления, в котором сверху выделяется циркулирующий водородсодержащий газ, а снизу - жидкая фаза с растворенными углеводородными газами. Далее из жидкой фазы в сепараторе низкого давления выделяются углеводородные газы. Жидкая фаза из горячего сепаратора поступает в колонну ректификации (стабилизации), куда также подают жидкую фазу из холодного сепаратора низкого давления.
Горячая сепарация более эффективна, чем холодная, так как на установке существенно снижаются эксплуатационные расходы - меньше расход энергии и на нагрев, и на охлаждение. Недостатком горячей сепарации является некоторое увеличение расхода водорода из-за его растворения в горячем гидрогенизате. На современных заводах имеются установки по производству технического водорода, что значительно увеличивает ресурсы водорода для гидрогенизационных процессов.
Число ступеней сепарации газопродуктовой смеси увеличивается при повышении давления в реакторе, так как это позволяет снизить потери легкокипящих компонентов с газами.
Существует несколько схем стабилизации нестабильного дизельного топлива, которые отличаются способом поддержания температуры в низу ректификационной колонны или применяемым испаряющим агентом.
Существует вариант обвязки колонны стабилизации с рибойлером, т.е. с подачей паров стабильного дизельного топлива в низ колонны из рибойлера, нагрев в котором происходит за счет тепла газопродуктовой смеси из реактора. Преимущество данной схемы - отсутствие горячего насоса для рециркулята и печи, которая заменяется рибойлером, более компактным и менее сложным в эксплуатации. Недостаток - низкая производительность колонны.
На НПЗ применяют так же стабилизацию нестабильного дизельного топлива с подачей в куб водяного пара. Достоинство этого варианта - простота технологического оформления, отсутствие нагрева дизельного топлива до высоких температур и низкие эксплуатационные затраты, а недостаток - обводненность дизельного топлива и больший расход тепла на то количество, которое уходит с паром.
В схеме установки применяем стабилизацию с циркуляцией отдуваемого ВСГ, который подогревается в конвекционной камере печи и подается в нижнюю часть стабилизационной колонны с целью снижения парциального давления паров нефтепродуктов. Достоинствами данной схемы являются удобство регулирования температурного режима колонны и независимость блока стабилизации от температурного режима реакторного блока.
На установке предусмотрена раздельная очистка циркулирующего водородсодержащего газа и углеводородных газов реакции от сероводорода, а также регенерация насыщенного раствора моноэтаноламина (МЭА).
Для удаления сероводорода принимается метод очистки газов водным раствором МЭА. Преимущества данного абсорбента:
- высокая поглотительная способность;
- сравнительно низкая стоимость;
- простая регенерация отработанных растворов.
Для удаления сероводорода из ЦВСГ применяем абсорберы, где при температуре 40-450С обеспечивается глубина очистки до остаточного содержания сероводорода не выше 0,004% об. Регенерацию МЭА проводят в десорбере при температуре 120-130 0С и давлении 0,1 МПа[1].
В научно-технической литературе предложены современные катализаторы гидроочистки, которые позволяют при оптимальных технических параметрах получать дизельное топливо, соответствующее современным требованиям.Проанализировав данные научно-технической периодической литературы, выбран катализаторРК-231Мпозволяющий получить дизельное топливо с содержанием серы менее 50 ppm.Параметры процесса выбираем в зависимости от принятого катализатора - РК-231М, исходя из испытаний на пилотных установках рис2.1[2].
Рис. 2.1.
Сырьем служила дизельная фракция содержанием серы 1,4% мас; параметры процесса давление 4 Мпа, соотношение водород:сырье - 400 нм3/м3, W=2 ч-1[2].
Таблица 2.1. Параметры процесса гидроочистки дизельного топлива
|
Показатели |
Единицы измерения |
Величина показателя |
|
|
Рабочее давление на входе в реактор Температура на входе в реактор соотношение водород:сырье, не менее Объемная скорость подачи сырья Расход водорода Тип катализатора |
МПа 0С Нм3/м3 сырья ч-1 % мас. |
5,0 340 400 2,0 0,8 РК-231М |
3. Технологическая схема установки и ее краткое описание
Технологическая схема установки гидроочистки дизельного топлива представлена на рис. 3.1.
В состав разработанной схемы гидроочистки дизельного топлива входят реакторный узел, узел стабилизации гидрогенизата, узел очистки циркулирующего водородсодержащего и углеводородных газов от сероводорода водным раствором амина и узел регенерации насыщенного раствора амина.
Сырье -- прямогонная дизельная фракция (фракция 180 -- 360 0С) -- смешивают с циркулирующим водородсодержащим газом (ЦВСГ), нагнетаемым центробежным компрессором ЦК-1. Газосырьевая смесь (ГСС) нагревается сначала в теплообменнике Т-1 потоком стабильного гидрогенизата, в теплообменниках Т-2,Т-2/ потоком газопродуктовой смеси (ГПС), в печи П-1 и поступает в реактор Р-1. Контролируется расход сырья после насоса Н-1.
Газопродуктовая смесь после реактора Р-1, отдает теплоту газосырьевой смеси в теплообменниках Т-2,Т-2/ и с температурой 200 0С поступает в горячий сепаратор (высокого давления) С-1. Контролируют уровень жидкой фазы в сепараторе С-1. Газопаровая фаза из горячего сепаратора отдает теплоту жидкой фазе холодного сепаратора С-2 и охлаждается до 100 0С в теплообменнике Т-3, затем смесь газов и паров охлаждают до 400С в аппарате воздушного охлаждения АВО-2 и в водяном холодильнике ВХ-1, и направляют в холодный сепаратор (высокого давления) С-2, где отделяется циркулирующий водородсодержащий газ. Предварительно нагретую жидкую фазу из холодного сепаратора и жидкую фазу из горячего сепаратора С-1 направляют в колонну стабилизации К-1 на 20 и 14 тарелки, считая снизу.
Водородсодержащий газ (ВСГ) из сепаратора С-2 подвергают очистке от сероводорода в абсорбере К-2 с 24 тарелками 10-15 %-ным водным раствором моноэтаноламина (МЭА). Водородсодержащий газ подают под нижнюю тарелку, а раствор МЭА -- на верхнюю тарелку. Кроме того предусмотрена подача парового конденсата в верхнюю часть абсорбера для дополнительной отмывки сероводорода из ВСГ. Условия в абсорбере -- 30-40 0С и давление 2,5 -- 3,0 МПа. Очищенный от сероводорода ВСГ после отдува возвращается в систему циркуляции водородсодержащего газа, а насыщенный раствор МЭА с низа адсорбера направляют на регенерацию в десорбер К-6. Для поддержания необходимой концентрации водорода в циркулирующем водородсодержащем газе в него подают свежий водород содержащий газ.
Стабилизационная колонна К-1 предназначена для получения стабильного гидрогенизата, бензин-отгона и углеводородного газа с сероводородом. Колонна имеет переменный диаметр. Различия по диаметру объясняется тем, что количество верхнего продукта значительно меньше количества нижнего, получаемого в колонне К-1. Условия эксплуатации стабилизационной колонны: давление в зоне питания находится в пределах 0,16-0,20 МПа, температура верха колонны 130-1400С, а низа -- 240-2800С[1].
С верха колонны К-1 отбирают часть бензиновой фракции и углеводородный газ. Бензин-отгон насосом Н-2 подают в качестве острого орошения колонны стабилизации, а балансовое его количество подается в колонну К-4 для отдувки сероводорода от бензина. Бензин из колонны К-4 выводят с установки, а углеводородные газ с сероводородом направляют в абсорбер К-5, в котором очищают от сероводорода раствором МЭА. Колонна К-4 заполнена керамической насадкой двумя слоями, высота слоя 2,5 м.
Углеводородный газ, содержащий сероводород, из сепаратора С-3 направляют в абсорбер К-3, где углеводородный газ очищают от сероводорода водным раствором МЭА. В абсорбере смонтировано 20 тарелок, давление 0,5 - 0,7 МПа.
С куба колонны К-1 выводится стабильный гидрогенизат, часть которого циркулирует через печь П-2, организуя горячую струю, а балансовое его количество после охлаждения в АВО-1, выводится с установки.
Насыщенный кислыми газами водный раствор МЭА из абсорберов К-2, К-3 и К-5 дегазируют в сепараторе при пониженном давлении (на схеме не показано) и направляют на регенерацию в десорбер К-6. В десорбере происходит удаление сероводорода из насыщенного раствора МЭА, который подают на одну из верхних тарелок с температурой 100 0С. В низу десорбера поддерживают температуру 115-120 0С циркуляцией раствора МЭА через термосифонный теплообменник Т-5, в котором в качестве теплоносителя используют водяной пар. Температуру в верхудесорбера поддерживают в пределах 105-110 0С с подачей раствора МЭА в качестве орошения. Сероводород с парами воды и унесенным амином проходит конденсаторы-холодильники воздушного и водяного охлаждения АВО-4 и ВХ-3 и поступает в сепаратор С-4, из которого сверху отбирают сероводород, снизу -- конденсат с растворенным сероводородом. В десорбере (диаметром 2,2 м, высота 26 м) смонтирована 21 тарелка.
Сероводород далее направляют на процесс Клауса для производства элементарной серы или на установку производства серной кислоты.
Для предотвращения вспенивания раствора МЭА на тарелках абсорберов в систему подают антивспениватель, а для удаления механических прмесей из регенерированного раствора МЭА предусмотрена его фильтрация (на схеме не показана).
4. Характеристика основного оборудования и условия его эксплуатации
4.1 Реактор
Реактор гидроочистки дизельного топлива Р-1. Он представляют собой горизотальный цилиндрический аппараты с аксиальным вводом сырья. В реактор загружен катализатор, находящийся на опорной решетке. Над слоем катализатора засыпан слой фарфоровых шаров, которые удерживают катализатор от уноса и способствует более равномерному распределению газосырьевой смеси по сечению реактора. Газосырьевая смесь подается через верхний штуцер, проходя через гаситель потока, с целью снижения скорости потока и фильтр. Затем газосырьевая смесь попадает на контактно -- распределительное устройство, которое обеспечивает равномерное распределение парожидкостного потока сырья в верхней части реактора.
Реактор Р-1 изготовлены из стали 12ХГНМ с плакирующим слоем из биметалла 20К08Х18Н10Т. Плакирующий слой непосредственно контактирует с компонентами ГСС и ГПС при температурах 340 -- 3550С в период реакции и при 500 0С и выше в период газовоздушной регенерации катализатора. Условия эксплуатации: температура внутри реактора 340 -- 3550С при условиях ведения процесса, до 500 0С при регенерации -- катализатора. Давление в реакторе поддерживается на уровне 5,0 МПа. В реакторе предусмотрены штуцеры для термопар, с помощью которых осуществляется замер и контроль температуры внутри реактора[1].
4.2 Печи и теплообменная аппаратура
Настоящим курсовым проектом предусмотрена установка печи для нагрева газосырьевой смеси перед реакторным блоком и для подвода тепла горячей струей в куб стабилизационной колонны К-1. Спроектирована печи типа ГС1 (вертикально-факельного сжигания топлива с одной камерой радиации). Печи данного типа -- узкокамерные, радиантно-конвекционные с верхним отводом дымовых газов. Змеевик камеры радиации представляет собой горизонтальные трубы, выполненые в виде двух настенных экранов одностороннего облучения. В камере конвекции имеется пучок горизонтальных труб. В поду печи расположены газомазутные горелки.
Змеевики данных печей изготавливают из легированной стали типа 08Х18Н10Т. Присутствие хрома предотвращает коррозию, вызываемую сероводородом, сернистыми соединениями. Молибден увеличивает стойкость против ползучести и текучести металла при высоких температурах. Добавка никеля способствует упрочнению стали, повышает сопротивление ползучести.
Для подачи топлива на сжигание в трубчатые печи используем паровые форсунки типа ФГМ. Они обладают необходимой надежностью, характеризуются бесшумной работой и экономичны.
На установке используются теплообменные аппараты кожухотрубчатого типа с плавающей головкой (с подвиной трубной решеткой). Подвижная трубная решетка позволяет трубному пучку свободно перемещаться независимо от корпуса. В аппаратах этой конструкции обеспечивается компенсация температурных удлинений корпуса и трубного пучка. Кроме того, в таких теплообменниках трубные пучки могут быть удалены из корпуса, что облегчает их ремонт, чистку или замену.
Для нагрева и частичного испарения маловязких сред используем рибойлеры с пучком из U -- образных труб. Греющим агентом в них является водяной пар. Для поддержания температуры низа десорбера К-5 на уровне 115 -- 120 0С предусмотрен подвод тепла в куб через термосифонный теплообменник Т-5, в качестве теплоносителя используют водяной пар.
В качестве конденсатор-холодильников используем теплообменные аппараты кожухотрубчатого типа с плавающей головкой.
Также на установке гидроочистки дизельного топлива применяют аппараты воздушного охлаждения (АВО), что позволяет экономить на охлаждающей воде, сократить затраты труда на чистку аппаратов от солей жесткости, выпадающих из оборотной воды. В настоящем курсовом проекте используем апппараты воздушного охлаждения горизонтального типа. Аппарат состоит из трех трубных секций, составленных из оребренных биметаллических труб. Секции расположены горизонтально и монтируются на металлической конструкции. Привод колеса вентилятора размещается на отдельной раме. Колесо вентилятора, вращаясь в полости коллектора, прогоняет воздух через межтрубное пространство секций, охлаждая продукт. Материал внутреней трубы -- сталь различных марок: 12Х18Н10Т, 08Х18Н10Т, 08Х22Н6Т. Длина труб составляет 4 м; число труб а аппарате 564; условное давление в аппарате --5,0 МПа.
4.3 Сепараторы
Настоящим курсовым проектом предусмотрена одноступенчатая горячая и одноступенчатая холодная схема сепарации: на первой стадии ГПС поступает в горячий сепаратор, на второй -- в холодный сепаратор, окончательная стабилизация проводится в стабилизационной колонне К-1.
Горячий сепаратор (высокого давления) С-1 предназначен для разделения газопродуктовой смеси, выходящей из реактора, на газовую фазу, которая содержит водородсодержащий и углеводородный газы и на жидкую фазу, которая направляется в стабилизационную колонну К-1. Условия работы сепаратора С-1: температура 2000С, давление 4,6 МПа.
В холодном сепараторе (высокого давления) происходит разделение газовой фазы,выходящей из горячего сепаратора. Газовая фаза сепаратора С-2 содержит водородсодержащий газ и сероводород и направляется в К-3, жидкая фаза подается выше зоны питания стабилизационной колонны К-1. Условия сепаратора С-2: температура не выше 40 0С, давление 4,4 МПа.
4.4 Колонные аппараты
Стабилизационная колонна К-1 предназначена для получения стабильного гидрогенизата, бензин-отгона и углеводородного газа с сероводородом. Колонна имеет переменный диаметр. Различия по диаметру объясняется тем, что количество верхнего продукта значительно меньше количества нижнего, получаемого в колонне К-1. . Условия эксплуатации стабилизационной колонны: давление в зоне питания находится в пределах 0,16-0,20 МПа, температура верха колонны 130-140 0С, а низа -- 240-280 0С [1].
Число тарелок в колонне -- 25 штук.
Абсорберы К-2, К-3 и К-5 представляют собой вертикальные цилиндрические аппараты с числом барботажных тарелок 24, 20 и 20 соответственно. Их назначение очистка водородсодержащего и углевородных газов от сероводорода водным раствором МЭА.
Условия в абсорбере К-2: температура 30 -- 40 0С и давление 2,5 -- 3,0 МПа; абсорбцию в К-3 осуществляют при температуре 40 -- 45 0С и давление 0,5 -- 0,7 Мпа,абсорбцию в К-5 осуществляют при температуре 40 -- 45 0С и давление 0,5 -- 0,7 МПа
Назначение десорбера К-6 -- очистка насыщенного водного раствора от сероводорода. Диаметр колонны К-5 составляет 2,2 м, высота -- 26 м, смонтирована 21 тарелка. Условия регенерации раствора МЭА: давление не более 0,15 МПа; температура верха колонны в пределах 105-110 0С; низа -- 115-120 0С.
Колонна К-4 предназначена для отдувки сероводорода от бензина. Представляет собой вертикальный цилиндрический аппарат с числом барботажных тарелок 20.
5. Технологический расчет
5.1 Исходные данные для расчета
При расчете материальных балансов установок гидроочистки необходимы следующие данные:
годовая производительность установки по сырью, тыс. т/год……900
продолжительность сырьевого цикла, сутки………………………..335
температура газосырьевой смеси на входе в реактор, 0С…………..340
давление газосырьевой смеси на входе в реактор, МПа………… 5,0
давление газопродуктовой смеси на выходе из реактора, МПа….4,8
объемная скорость подачи сырья, ч-1……………………………….2,0
отношение водород:сырье, нм3/м3 сырья…………………………..400
Характеристику сырья и получаемых продуктов см. таблицу 1.1.
5.2 Материальные балансы установки и реактора
5.2.1 Определение часовой производительности установки
Объемную часовую производительность определяем по формуле:
где Wc -- объемная производительность установки;
Gc - годовая производительность установки (900 тыс. тонн/год);
- продолжительность сырьевого цикла (для установок гидроочистки дизельного топлива 335 сут);
- плотность сырья установки (912 кг/м3).
5.2.2 Расчет расхода свежего водородсодержащего газа (СВСГ)
Водород в процессе гидроочистки дизельного топлива расходуется на гидрогенолиз серо-, азот-, кислород- и металлоорганических соединений, на гидрирование непредельных и ароматческих углеводородов. Часть водорода растворяется в гидрогенизате и теряется с углеводородными газами при их последующем выделении из гидрогенизата. Часть водорода также теряется с газами отдува, которые выводятся из системы циркуляции водородсодержащего газа на установке и заменяются свежим водородсодержащим газом со стороны для поддержания необходимой концентрации водорода в ЦВСГ. Кроме того, имеют место механические потери водорода за счет утечки через неплотности.
Водород в составе СВСГ, необходимый для проведения гидрогенизационного процесса, поступает с установок каталитического риформинга или со специальных установок производства водорода. Характеристика СВСГ, который используется на установке гидроочистки дизельного топлива приведена в п.1 настоящего курсового проекта.
Расчет молярной массы и состава СВСГ представлен в таблице 5.1
Таблица 5.1 Расчет молярной массы и состава СВСГ
|
Компонент |
Mi, кг/кмоль |
Yi, |
|||
|
1. Водород |
2 |
0,999 |
1,998 |
0,992 |
|
|
2. Метан |
16 |
0,001 |
0,016 |
0,008 |
|
|
Итого |
1,000 |
2,014 |
1,000 |
Массовый расход водорода определяем по формуле:
где GH2 - массовый расход водорода, кг/ч;
CH2 - расход водорода в расчете на сырье, %масс.
Массовый расход СВСГ, подаваемого со стороны, рассчитываем по формуле:
где Gсвсг - массовый расход СВСГ, кг/ч;
yH2 - концентрация водорода в СВСГ, массовые доли от единицы.
Зная массовый расход СВСГ, определяем его расход в расчете на сырье:
где Ссвсг - расход СВСГ в расчете на сырье, %масс.
5.2.3 Расчет расхода циркулирующего водородсодержащего газа (ЦВСГ)
Расход циркулирующего водородсодержащего газа (ЦВСГ) при работе установок гидроочистки дизельного топлива выбираем на основании литературных данных [см. п.2]. При заданной производительности установки по свежему сырью объем ЦВСГ определяем по формуле:
где Vцвсг - объемный расход ЦВСГ, нм3/ч;
Кц -- кратность циркуляции ЦВСГ, нм3/м3 сырья.
Массовый расход циркулирующего водородсодержащего газа определяем из соотношения
где Gцвсг - массовый расход ЦВСГ, кг/ч;
Мцвсг -- молярная масса ЦВСГ, кг/кмоль.
Молекулярную массу ЦВСГ определяем по формуле:
где Mi - молекулярная масса компонента ЦВСГ, кг/кмоль;
yi - мольная концентрация компонента ЦВСГ.
Расход ЦВСГ в расчете на сырье:
Расчет молярной массы ЦВСГ представлен в таблице 5.2.
Таблица 5.2. Расчет молярной массы ЦВСГ
|
Компонент |
Mi, кг/кмоль |
Yi, |
|||
|
1. Водород |
2 |
0,84 |
1,68 |
0,278 |
|
|
2. Метан |
16 |
0,077 |
1,23 |
0,204 |
|
|
3. Этан |
30 |
0,049 |
1,47 |
0,243 |
|
|
4. Пропан |
44 |
0,022 |
0,97 |
0,160 |
|
|
5. Изобутан |
58 |
0,006 |
0,35 |
0,058 |
|
|
6. Н-Бутан |
58 |
0,006 |
0,35 |
0,058 |
|
|
Итого |
1,000 |
6,04 |
1,000 |
5.2.4 Определение выхода сероводорода
где GH2S - выход сероводорода, %масс.на сырье;
S0 - содержание серы в исходном сырье, S0 = 0,91 %масс.;
Si - содержание серы в конечных продуктах (0,005 %масс. - содержание серы в гидроочищенном дизельном топливе;
xi - выход гидроочищенных продуктов, в массовых долях от единицы: выход гидроочищенной дизельной фракции равен 0,969; 34 -- молярная масса сероводорода, кг/кмоль;
5.2.5 Материальный баланс установки
Выход продуктов реакции (гидроочищенного дизельного топлива, бензинотгона, углеводородных газов) были взяты по литературным данным [1].
Таблица 5.3. Материальный баланс установки гидроочистки дизельного топлива
|
Статьи балансаса |
Расход |
||||
|
% мас |
кг/ч |
т/сут |
т/год |
||
|
Сырье |
100,0 |
111940 |
2687 |
900000 |
|
|
СВСГ |
0,8 |
903 |
22 |
7258 |
|
|
водород |
0,794 |
896 |
21 |
7200 |
|
|
УВГ |
0,006 |
7 |
1 |
58 |
|
|
ИТОГО |
100,8 |
112843 |
2708 |
907258 |
|
|
дизельное топливо |
96,9 |
108470 |
2603 |
872100 |
|
|
бензин отгон |
1,3 |
1455 |
35 |
11700 |
|
|
углеводородные газы |
0,6 |
672 |
16 |
5400 |
|
|
сероводород |
1,0 |
1081 |
26 |
8693 |
|
|
потери |
1,0 |
1165 |
28 |
9365 |
|
|
ИТОГО |
100,8 |
112843 |
2708 |
907258 |
5.2.6 Материальный баланс реактора гидроочистки дизельного топлива
Таблица 5.4. Материальный баланс реактора гидроочистки дизельного топлива
|
Статьи баланса |
Расход |
||
|
%мас |
кг/ч |
||
|
Взято: |
|||
|
сырье |
100,0 |
111940 |
|
|
СВСГ |
0,8 |
903 |
|
|
ЦВСГ |
15,1 |
16845 |
|
|
ИТОГО |
115,9 |
129688 |
|
|
Получено: |
|||
|
дизельное топливо |
97,9 |
109599 |
|
|
бензин-отгон |
1,3 |
1470 |
|
|
углеводородные газы |
0,6 |
691 |
|
|
сероводород |
1,0 |
1083 |
|
|
ЦВСГ |
15,1 |
166845 |
|
|
ИТОГО |
115,9 |
129688 |
5.2.7 Выбор конструкции и определение размеров реакторов
Существенное значение имеет правильный выбор конструкции реактора. Для процесса гидроочистки дизельного топлива не могут быть успешно применены реакторы с радиальным движением реагирующей смеси из-за невозможности оптимального распределения жидкой фазы по объему катализатора, в них используют аксиальный ввод газосырьевой смеси в слой катализатора.
При аксиальном вводе сырья диаметр реактора и высота слоя катализатора зависят от гидравлического сопротивления слоя катализатора и допустимого значения условной скорости подачи сырья на свободное сечение аппарата, при которой начинается шевеление катализатора. Установлено, что оптимальный перепад давления, который можно рекомендовать для определения диаметра реактора с аксиальным вводом сырья составляет 0,004 -- 0,010 МПа на 1 м высоты слоя катализатора в зависимости от вида очищенного сырья [3].
Реакции процесса гидроочистки дизельного топлива -- экзотермические и протекают со значительным тепловым эффектом. Для снижения градиента температуры по высоте реакционной зоны слой катализатора разбивают на секции и применяют охлаждение реагирующей смеси между секциями. Высоту каждой секции катализатора принимают такой, чтобы температура в ней не повышалась более чем на 25 0С. По ходу сырьевой смеси меняются скорости и типы реакций, уровни отложения кокса и металлов на катализаторе и активность катализатора, снижается выделение теплоты, поэтому увеличивают высоты слоев катализатора в секциях реактора сверху вниз.
Реактор процесса гидроочистки дизельного топлива (рис. 5.1) представляет собой цилиндрический аппарат со сферическими днищами. Данный реактор представляет собой сосуд, предназначенный для работы под давлением водорода (до 6,6 МПа) и температуре до 500 0С [4].
Реактор имеет диаметр 3 000 мм, высоту цилиндрической части 12 500 мм.
Корпус реактора гидроочистки дизельного топлива собирается из многослойных рулонированных обечаек и монолитных концевых частей -- днища фланца и крышки. Многослойные обечайки изготавиваются из следующих материалов: центральная обечайка из биметалла марки 20К08Х18Н10Т толщиной 24 мм; слои (рулонная лента) -- сталь 12ХГНМ толщиной 4 мм. Многослойные обечайки свариваются между собой с днищем и фланцем кольцевыми швами. Таким образом при изготовлении корпуса реактора имеется два кольцевых сварных соединений: многослойных рулонированных обечаек с монолитными концевыми частицами и обечаек между собой. Вывод продуктов процесса -- через штуцер в нижнем днище, снабженный специальной сеткой для задержки катализатора [5].
где Vк - объем катализатора, м3;
Wс -- объемная производительность установки, м3/ч;
V0 -- объемная скорость подачи сырья, ч-1.
Выбираем минимально возможное количество реакторов, так как снижаются капитальные и эксплуатационные затраты.
Эскиз реактора представлен на рис. 5.1.
Реактор гидроочистки дизельного топлива.
Рис. 5.1: 1 - распределительная тарелка;2 - фильтрующее устройство;3 - корпус; 4 - решетка колосниковая; 5 - коллектор для ввода пара; 6 - фарфоровые шары; 7 - опорное кольцо; 8 - опора; 9, 11 - штуцер для выгрузки катализатора; 10, 12 - термопары. Потоки: I - сырье; II - продукты реакции
5.3 Тепловой баланс реактора
При составлении теплового баланса реактора необходимо учитывать влияние давления на энтальпии газов и паров ГСС и ГПС.
5.3.1 Расчет парциального давления ГСС на входе и ГПС на выходе из реактора
Расчеты парциального давления ГСС на входе и ГПС на выходе из реактора представлены в табл.5.6-5.7.
Молярную массу продуктов рассчитаем по формуле Крэга:
где - плотность продукта при 15°С
сырья = 0,847
годт= 0,842
БО = 0,729
Таблица 5.5. Расчет парциального давления компонентов на входе в реактор
|
Компоненты |
Gi, кг/ч |
Мi, кг/кмоль |
Ni, кмоль/ч |
Yi |
Yi*P, Мпа |
|
|
Сырье |
111940 |
204,4 |
548 |
0,145 |
0,724 |
|
|
СВСГ |
903 |
2,0 |
448 |
0,119 |
0,593 |
|
|
ЦВСГ |
16845 |
6,0 |
2786 |
0,737 |
3,683 |
|
|
ИТОГО |
129688 |
3782 |
1,000 |
5,000 |
Таблица 5.6. Расчет парциального давления компонентов на выходе в реактор
|
Компенентны |
Gi, кг/ч |
Мi, кг/кмоль |
Ni, кмоль/ч |
Yi |
Yi*P, Мпа |
|
|
Дизельное топливо |
109599 |
197,9 |
554 |
0,162 |
0,779 |
|
|
Бензин-отгон |
1470 |
107,4 |
14 |
0,004 |
0,019 |
|
|
УВГ |
691 |
23,5 |
29 |
0,009 |
0,041 |
|
|
H2S |
1083 |
34,0 |
32 |
0,009 |
0,045 |
|
|
ЦВСГ |
16845 |
6,0 |
2786 |
0,816 |
3,916 |
|
|
ИТОГО |
129688 |
3415 |
1,000 |
4,800 |
5.3.2 Расчет энтальпий сырья, продуктов реакции, СВСГ и ЦВСГ при парциальном давлении в реакторе
Определяем свойства вакуумного газойля и гидроочищенного вакуумного газойля:
- определяем характеризующий фактор данного нефтепродукта
К=,
где tср. мол - средняя молекулярная температура кипения нефтепродукта.
Среднюю молекулярную температуру кипения нефтепродукта находим по формуле:
tср.мол = tср.об. - Дt,
где tср.об. - средняя объемная температура кипения нефтепродукта, °С; Дt - поправка.
Средняя объемная температура кипения определяется по данным разгонки по ГОСТ (рис. 5.1):
tср.об.= (t10% + t50% + t90%)/3,
где t10;t50;t90; - температуры отгона 10%, 50%, 90% по ГОСТ в °С.
Определяем наклон кривой разгонки по формуле:
tgЃЪГОСТ= (t90% - t10%)/80
По графику находим поправку к средней молярной температуре кипения Дt.
от К и М по графику находим псевдокритические параметры фракции: температуру Тпс.кр. и давление Рпс.кр..
Находим приведенную температуру Тrи приведенное давление Prпо формулам:
; ,
где Рн.п. - парциальное давление нефтепродукта.
Для дизельной фракции:
tср.об.= (222 + 268 + 318)/3 = 2690С
tg ЃЪГОСТ = (318 - 222)/80 = 1,20С/%
Дt=80С
tср.мол. = 269 - 8 = 2610С
= 0,847
6)
7) М = 204,4 г/моль
8) Тпс.кр = 455 °С
Рпс.кр = 1,8 МПа
Для гидроочищенного дизельного топлива:
1) tср.об.= (237 + 268 + 318)/3 = 2740С
2) tg ЃЪГОСТ = (318 - 237)/80 = 1,010С/%
3) Дt=70С
4) tср.мол. = 274 - 7 = 2670С
5) 1515 = 0,842
6)
7) М = 197,9 г/моль
8) Тпс.кр = 445 °С
Рпс.кр = 1,85 МПа
По графику в зависимости от приведенных параметров находим поправку на давление , а затем поправку к энтальпии (ДН) :
Определяем энтальпии сырья при температурах 100, 200, 300 и 4000С по формуле
,
где - энтальпия паров при атмосферном давлении и температуре t0С;
Энтальпия газообразного сероводорода в зависимости от температуры приведена в табл. 5.16.
Таблица 5.7. Энтальпия газообразного сероводорода
|
Температура, 0С |
Энтальпия, кДж/кг |
|
|
100 |
105 |
|
|
150 |
161 |
|
|
200 |
218 |
|
|
250 |
278 |
|
|
300 |
339 |
|
|
350 |
406 |
|
|
400 |
476 |
В табл. 5.17 -- 5.19 нагляно представлен расчет энтальпий паров сырья, гидрогенизата и бензин отгона. Методика расчета энтальпий нефтяных фракциий взята в соответствии с [1].
Таблица 5.8. Определение энтальпий паров сырья при парциальном давлении сырья на входе(0,78Мпа).
|
Показатели |
Значение показателей |
|||||
|
Температура ? С |
100 |
250 |
270 |
340 |
350 |
|
|
Температура К |
373 |
523 |
543 |
613 |
623 |
|
|
Температура приведенная |
0,51 |
0,72 |
0,75 |
0,84 |
0,86 |
|
|
Давление приведенное |
0,43 |
0,43 |
0,43 |
0,43 |
0,43 |
|
|
Отношение , кДж/(кмоль 0С) |
44 |
21 |
16,8 |
11 |
9,5 |
|
|
Поправка на давление , кДж/кг |
154,1 |
73,5 |
58,8 |
38,5 |
33,3 |
|
|
Энтальпия при атмосферном давлении, кДж/кг |
516,2 |
829,1 |
877,1 |
1056,8 |
1084,0 |
|
|
Энтальпия при повышенном давлении, кДж/кг |
362,1 |
755,6 |
818,3 |
1018,3 |
1050,7 |
Таблица 5.9. Определение энтальпий паров гидрогенизата при его парциальном давлении (0,78 Мпа).
|
Показатели |
Значение показателей |
||||||
|
Температура ? С |
100 |
200 |
340 |
350 |
355 |
360 |
|
|
Температура К |
373 |
473 |
613 |
623 |
628 |
633 |
|
|
Температура приведенная |
0,52 |
0,66 |
0,85 |
0,87 |
0,87 |
0,88 |
|
|
Давление приведенное |
0,43 |
0,43 |
0,43 |
0,43 |
0,43 |
0,43 |
|
|
Отношение , кДж/(кмоль 0С) |
45 |
25,1 |
10,5 |
10 |
9,7 |
9,5 |
|
|
Поправка на давление , кДж/кг |
157,6 |
87,9 |
36,8 |
35,0 |
34,0 |
33,3 |
|
|
Энтальпия при атмосферном давлении, кДж/кг |
517,5 |
717,2 |
1059,0 |
1086,1 |
1099,9 |
1113,7 |
|
|
Энтальпия при повышенном давлении, кДж/кг |
359,9 |
629,3 |
1022,2 |
1051,1 |
1065,9 |
1080,4 |
Парциальные давления паров бензина-отгона и дизельного топлива близки к атмосферному давлению, поэтому энтальпии паров этих нефтепродуктов можно принять как энтальпии при атмосферном давлении.
Таблица 5.10. Энтальпии бензина-отгона
|
Температура |
Энтальпия бензина-отгона, кДж/кг |
||
|
Паровая фаза |
Жидкая фаза |
||
|
100 |
546,9 |
217,4 |
|
|
200 |
753,7 |
474,6 |
|
|
300 |
998,8 |
771,4 |
|
|
340 |
1107,6 |
901,3 |
|
|
350 |
1135,7 |
934,8 |
|
|
355 |
1150,0 |
951,6 |
|
|
360 |
1164,3 |
968,6 |
Расчет энтальпий ЦВСГ, СВСГ и углеводородных газов приведен в табл. 5.11, 5.12 и 5.13 соответственно.
Таблица 5.11. Расчет энтальпий ЦВСГ при р=4,3Мпа.
Таблица 5.12. Расчет энтальпий СВСГ при р=4,3Мпа.
|
Компонент |
Температура,?С |
|||||||||||
|
Yi |
100 |
200 |
270 |
340 |
350 |
|||||||
|
Hi, кДЖ/кг |
Hi*Yi, кДж/кг |
Hi, кДЖ/кг |
Hi*Yi, кДж/кг |
Hi, кДЖ/кг |
Hi*Yi, кДж/кг |
Hi, кДЖ/кг |
Hi*Yi, кДж/кг |
Hi, кДЖ/кг |
Hi*Yi, кДж/кг |
|||
|
Водород |
0,992 |
1460,0 |
1448,4 |
2920,0 |
2896,8 |
3942,0 |
3910,7 |
4964,0 |
4924,6 |
5110,0 |
5069,4 |
|
|
Метан |
0,008 |
586,6 |
4,7 |
879,9 |
7,0 |
1110,4 |
8,8 |
1340,8 |
10,7 |
1374,3 |
10,9 |
|
|
Итого |
1453,1 |
2903,8 |
3919,5 |
4935,2 |
5080,3 |
Таблица 5.13. Расчет энтальпий УВГ при р=4,3 Мпа
Зависимости энтальпий от температуры для сырья, гидрогенизата и бензин-отгона
Рис. 5.2
Зависимости энтальпий от температуры для СВСГ, ЦВСГ и газов реакций
Рис. 5.3
5.3.3 Определение потерь теплоты из реакторов в окружающую среду
Потери тепла в окружающую среду определяем из уравнения
где -- потери тепла в окружающую среду, кДж/ч;
К -- коэффициент теплопередачи, кДж/кг · м2 · ?С · ч,
К = 8 - 17 кДж/кг · м2 · ?С · ч ;
F - поверхность реактора, м2 ;
-- перепад температур, ?С .
Поверхность реактора рассчитывается по формуле
где F -- поверхность реактора, м2 ;
R-- наружный радиус реактора, м ;
Н -- высота цилиндрической части реактора, м ;
И -- коэффициент для стандартных днищ, 1,384.
Перепад температур определяем по формуле
где tcp. -- средняя температура среды внутри реактора, ?С ;
tmin. -- средняя минимальная температура окружающей среды (зимой, ?С),
tmin = -12?С.
С.
С.
м2.
кДж/ч .
5.3.4 Тепловой баланс реакторного блока
Составы газосырьевой смеси на входе в реактор и газопродуктовой смеси на выходе из реактора представлены в таблицах 5.14-5.15.
В реакторе осуществляется процесс однократного испарения. Основные уравнения однократного испарения, на основании которых определяем состав жидкой и паровой фаз, следующие:
,
где хi - мольная концентрация компонента жидкой фазы, в долях от единицы;
- мольная концентрация компонента парожидкостной смеси, в долях от единицы;
е - мольная доля отгона;
Кi - константа фазового равновесия компонента газожидкостной смеси;
уi - мольная концентрация компонента газовой фазы, в долях от единицы.
Константу фазового равновесия определяем по номограмме Уинна [1]или рассчитываем из отношения:
,
где Рi - парциальное давление компонента, МПа;
- общее давление в системе, МПа.
Расчет процесса однократного испарения осуществляем с помощью ПЭВМ. Результаты расчета на ПЭВМ состава фаз на входе в реактор и выходе из него представлены в таблицах 5.16-5.17.
На основании данных таблицах 5.16-5.17рассчитываем материальный баланс однократного испарения в реакторе. Результаты расчетов сведем в таблицы 5.18-5.19.
Таблица 5.20.Тепловой баланс реактора
|
статьи баланса |
расход, кг/ч |
темп-ра С |
Энтальпия |
кол-во теплоты МДЖ/ч |
||
|
пар |
жидкость |
|||||
|
взято: |
||||||
|
сырье |
111940 |
340 |
102036,3 |
|||
|
в т. ч паровая фаза |
46166 |
340 |
1018,3 |
- |
||
|
жидкая фаза |
65774 |
340 |
- |
836,6 |
||
|
СВСГ |
903 |
340 |
4790,0 |
- |
4455,0 |
|
|
ЦВСГ |
16845 |
340 |
2187,7 |
- |
37943,4 |
|
|
теплота реакции |
- |
- |
48,9 |
- |
5478,2 |
|
|
итого |
129688 |
- |
- |
- |
149912,9 |
|
|
получено: |
||||||
|
дизельное топливо |
109599 |
355 |
106744,9 |
|||
|
в т. ч паровая фаза |
53017 |
355 |
1065,9 |
|||
|
жидкая фаза |
56582 |
355 |
8887,8 |
|||
|
бензин-отгон |
1470 |
355 |
1686,9 |
|||
|
в т. ч паровая фаза |
1353 |
355 |
1164,3 |
|||
|
жидкая фаза |
117 |
355 |
951,6 |
|||
|
УВГ |
921 |
355 |
1284,9 |
- |
887,5 |
|
|
сероводород |
1444 |
355 |
411,8 |
- |
445,9 |
|
|
ЦВСГ |
22460 |
355 |
2347,2 |
- |
39539,0 |
|
|
потери теплоты в ОС |
- |
- |
527,6 |
|||
|
итого |
129688 |
- |
- |
- |
149831,8 |
Из теплового баланса реактора находим дебаланс по формуле
Q = ((Qприхода - Qрасхода )/ Qприхода )·100,
Q =
Расхождение между приходом и расходом тепла составляет допустимую величину (не более 0,2%).
5.4 Гидравлический расчет реактора
Правильность выбора диаметра и высоты слоя катализатора проверяется гидравлическим расчетом. Цель гидравлического расчета -- определение перепада давлений в слое катализатора и сравнение расчитанных перепадов с практическими данными.
Гидравлический расчет ведем по формуле Эргуна[22]:
где-- перепад давления в слое катализатора, Па;
H -- высота слоя катализатора, м;
d -- диаметр шарика катализатора, м;
W -- линейная скорость газопаровой смеси, отнесенная к полному сечению, м/с;
- плотность потока паров ГПС при рабочих условиях, кг/м3;
- динамическая вязкость парогазовой смеси, Па с;
- порозность катализатора, доли от единицы;
g - ускорение свободного падения,принимаемg = 9,8 м/с2.
За диаметр гранул, не имеющих форму шара, обычно принимается величина, определяемая из соотношения:
где dрш-- диаметр равновеликого по объему шара, м;
- фактор экструдатов или коэффициент несферичности.
Коэффициент несферичности равен отношению поверхности экструдата катализатора (FТ) к поверхности равновеликого по объему шара (Fрш):
Поверхность экструдата и поверхность равновеликого по объему шара находим, приравнивая объем экструдата к объему равновеликого по объему шара и рассчитываем поверхность последнего:
Объем экструданта катализатора (VT) находим по формуле, приняв для экструданта катализатора диаметр равным 1,8 мм и длину 4 мм:
где dT-- диаметр экструдата катализатора, мм;
lT -- длина экструдата катализатора, мм.
Выражая диаметр равновеликого шара из формулы , получим:
Поверхность экструдата определяем по формуле:
Поверхность равновеликого по объему шара равна:
Коэффициент несферичности по формуле :
Диаметр гранул катализатора по формуле равен:
Объем ГПС на выходе из реактора определяем по формуле:
где-- число кмоль газов и паров ГПС, кмоль/ч;
- коэффициент сжимаемости;
Р -- давление, МПа.
Коэффициент сжимаемости для паров сырья и продуктов реакции находим по формуле [6]:
Приведенные температуру и давление определяем из соотношениий:
Псевдокритические температуру и давление находим по формулам:
где-- критические температуры компонентов смеси, К;
- критические давления компонентов смеси, МПа;
- мольные доли компонентов смеси.
Критические температуры и давления находим из следующих соотношений:
где tср -- средняя объемная температура кипения фракции, 0С;
М -- молярная масса фракции, кг/кмоль;
К -- постоянная, для нефтепродуктов постоянная К = 5,5.
Расчет псевдокритических температур и давлений для ГСС и ГПС приведен в табл. 5.21, 5.22 соответственно.
Таблица 5.21. Расчет псевдокритических температур и давлений газопаровой фазы ГСС
|
Компонент |
у |
Критические параметры |
Ткр*у |
Ркр*у |
||
|
темп-ра, К |
давление, Мпа |
|||||
|
водород |
0,8075 |
33 |
1,82 |
26,8 |
1,47 |
|
|
метан |
0,0617 |
191 |
4,68 |
11,8 |
0,29 |
|
|
этан |
0,0383 |
305 |
4,92 |
11,7 |
0,19 |
|
|
пропан |
0,0172 |
370 |
4,28 |
6,4 |
0,07 |
|
|
изо-бутан |
0,0047 |
407 |
3,76 |
1,9 |
0,02 |
|
|
н-бутан |
0,0046 |
426 |
3,67 |
2,0 |
0,02 |
|
|
сырьё |
0,0660 |
716 |
40,82 |
47,2 |
2,69 |
|
|
итого |
1,0000 |
108 |
4,75 |
Таблица 5.22. Расчет псевдокритических температур и давлений газопаровой фазы ГПС
|
Компонент |
у |
Критические параметры |
Ткр*у |
Ркр*у |
||
|
темп-ра, К |
давление, Мпа |
|||||
|
водород |
0,7497 |
33 |
1,82 |
24,9 |
1,36 |
|
|
метан |
0,0736 |
191 |
4,68 |
14,0 |
0,34 |
|
|
этан |
0,0456 |
305 |
4,92 |
13,9 |
0,22 |
|
|
пропан |
0,0200 |
370 |
4,28 |
7,4 |
0,09 |
|
|
изобутан |
0,0052 |
407 |
3,76 |
2,1 |
0,02 |
|
|
бутан |
0,0052 |
426 |
3,67 |
2,2 |
0,02 |
|
|
сероводород |
0,0100 |
373 |
8,89 |
3,7 |
0,09 |
|
|
БО |
0,0041 |
546 |
27,95 |
2,2 |
0,11 |
|
|
ГО ДТ |
0,0866 |
721 |
42,88 |
62,4 |
3,71 |
|
|
итого |
1,0000 |
133 |
5,97 |
По формулам приведенные параметры равны:
По формулам коэффициенты сжимаемости равны:
Объем ГСС на входе в реактор и объем ГПС на выходе из реактора по формуле :
Средний объем находим по формуле:
Линейная скорость паров в реакторе, отнесенная ко всему сечению реактора определяем по формуле:
где dK-- диаметр слоя катализатора (dK = 3,0м).
Для определения вязкости смесей паров используем формулу Фроста[7]:
где-- динамическая вязкость, Па с;
Т -- температура, К;
М -- молекулярная масса компонента, кг/кмоль.
Молярная масса смеси углеводородов может быть найдена как отношение общей массы газопаровой смеси к общему числу кмолей газопаровой смеси:
В пределах давлений от 0,1 до 5 -- 6 МПа динамическая вязкость изменяется незначительно, поэтому поправку на давление не принимаем в расчет. Тогда вязкость паров по формуле:
Плотность потока паров ГСС и ГПС при рабочих условиях определим из соотношения:
Порозность катализатора (долю свободного объема) определяем по формуле:
где-- насыпная плотность катализатора, кг/м3;
- кажущаяся плотность катализатора, кг/м3.
Принимаем следующие значения плотностей для экструдированного катализатора := 0,7 г/см3 [13]; = 1,0 г/см3 [1]. Получаем по формуле:
По формуле Эргуна ведем расчет потери напора в одном реакторе:
Таким образом, потеря напора катализатора в одном реакторе не превышает предельно допустимых 0,2 - 0,3 МПа [1]. Поэтому к проектированию принимаем реактор цилиндрической формы с высотой и диаметром реакционной зоны 9,4 и 3 м соответственно.
5.5 Расчет газосепарации газопродуктовой смеси
Сепарацию газопродуктовой смеси осуществляем последовательно в двух сепараторах: горячем сепараторе высокого давления и холодном сепараторе высокого давления и ректификационной колонне.
По курсовому проекту принимаем, что горячий сепаратор высокого давления -- горизонтальный, условия работы: температура 2000С; давление 4,6 МПа. Холодный сепаратор высокого давления - горизонтальный, рабочие условия: температура 40 0С, давление 4,4 МПа.
Рассчитываем два новых сепаратора, целью расчета является определение габаритных размеров (диаметра и длины -- для горизонтального, диаметр и высота для вертикального) и подбор стандартных аппаратов.
5.5.1 Исходные данные для расчета горизонтальног сепаратора С-1
Состав и расход газопродуктовой смеси на входе в газосепаратор С-1 представлен в табл. 5.23.
Таблица 5.23. Состав и расход ГПС на входе в газосепаратор С-1
|
Компонент |
Молярная масса, кг/кмоль |
Расход, кг/ч |
Массовая доля |
Расход, кмоль/ч |
Мольная доля |
|
|
1. Водород |
2 |
4681 |
0,0361 |
2340 |
0,6853 |
|
|
2. Метан |
16 |
3710 |
0,0286 |
232 |
0,0679 |
|
|
3. Этан |
30 |
4358 |
0,0336 |
145 |
0,0425 |
|
|
4. Пропан |
44 |
2826 |
0,0218 |
64 |
0,0188 |
|
|
5. И-Бутан |
58 |
980 |
0,0076 |
17 |
0,0049 |
|
|
6. Н-Бутан |
58 |
982 |
0,0076 |
17 |
0,0050 |
|
|
7. Сероводород |
34 |
1083 |
0,0083 |
32 |
0,0093 |
|
|
8. Бензин -- отгон |
107 |
1470 |
0,0113 |
14 |
0,0040 |
|
|
9. Гидрогенизат |
198 |
109599 |
0,8451 |
554 |
0,1622 |
|
|
Итого |
129688 |
1,0000 |
3415 |
1,0000 |
5.5.2 Расчет материального баланса
В газосепараторе осуществляется процесс однократного испарения. Основные уравнения процесса однократного испарения:
для жидкой фазы:
для паровой фазы:
где xi-- мольная концентрация компонента жидкой фазы;
yi -- мольная концентрация компонента паровой фазы;
- мольная концентрация компонента исходной смеси;
e -- мольная доля отгона;
Ki -- константа фазового равновесия компонента.
Константу фазового уравнения для углеводородов, сероводорода определяем с помощью диаграмм [6]. Длябензин -- отгона и гидроочищенного дизельного топлива по формуле:
где Рi -- давление насыщенных паров компонента, МПа;
Р -- общее давление в системе, МПа.
Материальный баланс однократного испарения ГПС в холодном сепараторе высокого давления представлен в табл. 5.25.
Результат расчета состава фаз на выходе из газосепаратора представлен в табл. 5.24.
Таблица 5.24. Состав газовой и жидкой фаз на выходе из сепаратора С-1 при температуре 2000С и давлении 4,6 МПа (мольная доля отгона 0,821).
|
Компонент |
Мольная доля () |
Константа фазового равновесия (Ki) |
Мольная доля компонента газопаровой фазы (yi) |
Мольная доля компонента жидкой фазы (xi) |
|
|
1. Водород |
0,6853 |
16,00 |
0,8239 |
0,0515 |
|
|
2. Метан |
0,0679 |
6,10 |
0,0799 |
0,0131 |
|
|
3. Этан |
0,0425 |
3,10 |
0,0484 |
0,0156 |
|
|
4. Пропан |
0,0188 |
1,90 |
0,0206 |
0,0108 |
|
|
5. И-Бутан |
0,0049 |
1,40 |
0,0052 |
0,0037 |
|
|
6. Н-Бутан |
0,0050 |
1,25 |
0,0051 |
0,0041 |
|
|
7. Сероводород |
0,0093 |
2,80 |
0,0105 |
0,0038 |
|
|
8. Бензин - отгон |
0,0040 |
0,19 |
0,0023 |
0,0119 |
|
|
9. Гидрогенизат |
0,1622 |
0,005 |
0,0041 |
0,8855 |
|
|
Итого |
1,0000 |
1,0000 |
1,0000 |
5.5.3 Определение размеров горизонтального газосепаратора
Рассчитываем сечение горизонтального газосепаратора по формуле:
где Vп -- объемный расход газовой (паровой) фазы, м3/с;
- коэффициент заполнения горизонтального газосепаратора, принимаем равным 0,5[1];
Wдоп- допустимая линейная скорость газовой фазы в газосепараторе, м/с.
Объемный расход определяем по формуле:
где Nгф-- число кмолей газов и паров ГПС, кмоль/ч;
z -- коэффициент сжимаемости;
Р -- давление, МПа.
Коэффициент сжимаемости для паров сырья и продуктов реакции находим по формуле [6]:
Для определения коэффициента сжимаемости предварительно определяем критические, псевдокритические и приведенные параметры компонентов ГПС по формулам.
Расчет псевдокритических температур и давлений компонентов ГПС приведен в табл. 5.26.
Таблица 5.26. Расчет псевдокритических температур и давлений газопаровой фазы
|
Компонент |
Критические параметры |
||||
|
Температура, К |
Подобные документы
Технологический расчет реакторного блока установки гидроочистки дизельного топлива. Научно-технические основы процесса гидроочистки. Концентрация водорода в циркулирующем газе. Реакции сернистых, кислородных и азотистых соединений. Автоматизация процесса.
курсовая работа [46,0 K], добавлен 06.11.2015Основы гидроочистки топлив. Использование водорода в процессах гидроочистки. Требования к качеству сырья и целевым продуктам. Параметры гидроочистки, характеристика продуктов. Описание установки гидроочистки Л-24-6. Технологическая схема установки Г-24/1.
курсовая работа [305,2 K], добавлен 19.06.2010Изучение экстракционной технологии производства экологически чистого дизельного топлива. Описание технологической схемы получения очищенного топлива. Расчет реактора гидроочистки дизельной фракции, стабилизационной колонны и дополнительного оборудования.
курсовая работа [1,3 M], добавлен 24.01.2012Реконструкция установки гидроочистки дизельных топлив ЛЧ-24/2000 с увеличением производительности до 2450000 тонн в год по сырью. Расчет материального и энергетического балансов, технологический и механический расчет реакционного аппарата, оборудования.
дипломная работа [674,0 K], добавлен 15.02.2017Характеристика нефти, фракций и их применение. Выбор и обоснование поточной схемы глубокой переработки нефти. Расчет материального баланса установки гидроочистки дизельного топлива. Расчет теплообменников разогрева сырья, реакторного блока, сепараторов.
курсовая работа [178,7 K], добавлен 07.11.2013Установка гидроочистки/депарафинизации дизельного топлива. Реакторное оборудование для нефтепереработки. Тепловой расчет реактора. Определение количества катализатора. Расчет номинальной толщины стенки обечайки, штуцеров, опоры. Выбор крышки и днища.
курсовая работа [587,5 K], добавлен 09.04.2014Общая характеристика и описание схемы процесса гидроочистки ДТ. Выбор параметров контроля, регулирования, сигнализации, противоаварийной защиты и алгоритмов управления. Регуляторы и средства отображения информации. Контроль и регистрация давления.
курсовая работа [71,2 K], добавлен 01.06.2015Физико-химические свойства нефти и ее фракций, возможные варианты их применения. Проектирование топливно-химического блока нефтеперерабатывающего завода и расчет установки гидроочистки дизельного топлива для получения экологически чистого продукта.
курсовая работа [176,5 K], добавлен 07.11.2013Назначение, область применения и классификация дизельного топлива. Основные этапы промышленного производства ДТ. Выбор номенклатуры показателей качества дизельного топлива. Зависимость вязкости топлива от температуры, степень чистоты, температура вспышки.
курсовая работа [760,9 K], добавлен 12.10.2011Принципы и критерии проектирования химических реакторов. Сущность промышленного процесса каталитической гидродепарафинизации. Основные реакции гидрирования углеводородов, принципы гидроочистки. Расчет реакторов гидропарафинизации дизельного топлива.
курсовая работа [123,9 K], добавлен 02.08.2015
