Топливно-химический блок нефтеперерабатывающего завода мощностью 8 млн. тонн нефти в год. Установка гидроочистки ДТ

Размещено на http://www.allbest.ru/

МИНИСТЕРСТВО ОБРАЗОВАНИЯ РЕСПУБЛИКИ БЕЛАРУСЬ

УО «ПОЛОЦКИЙ ГОСУДАРСТВЕННЫЙ УНИВЕРСИТЕТ»

Кафедра химической технологии топлива и углеродных материалов

КУРСОВОЙ ПРОЕКТ № 2

Топливно-химический блок нефтеперерабатывающего завода мощностью 8 млн. тонн нефти в год. Установка гидроочистки ДТ

Выполнил студент гр. 02-ХТ

Ивашенко О.М.

Проверил преп. Худович И.М.

Новополоцк, 2006 г.

СОДЕРЖАНИЕ

Введение

1. Характеристика нефти и ее фракций, возможные варианты их применения.

1.1 Характеристика нефти

1.2 Характеристика углеводородных газов

1.3 Характеристика бензиновых фракций

1.4 Характеристика керосиновой фракции

1.5 Характеристика дизельной фракции

1.6 Характеристика вакуумного (масляного) дистиллята

1.7 Характеристика остатка (гудрона)

2. Выбор и обоснование поточной схемы глубокой переработки нефти

3. Выбор и обоснование технологической схемы блоков и установки в целом

4. Расчет материального баланса установки гидроочистки ДТ

4.1 Исходные данные для расчета

4.2 Расчет материального баланса

5. Расчет реакторного блока

5.1 Материальный баланс реактора гидроочистки

5.2 Расчет температуры газопродуктовой смеси на выходе из реактора

5.3 Расчет количества катализатора в реакторе

5.4 Определение геометрических размеров реактора

6. Расчет теплообменников подогрева сырья

6.1 Определение температуры на выходе из теплообменника

6.2 Определение среднего температурного напора в теплообменнике

7. Расчет блока сепарации газопродуктовой смеси

7.1 Расчет горячего сепаратора

7.2 Расчет холодного сепаратора

8. Расчет колонны стабилизации продукта

8.1 Расчет доли отгона на входе в колонну

8.2 Расчет температуры вверху колонны

8.3 Расчет температуры внизу колонны

8.4 Тепловой баланс колонны

8.5 Расчет диаметра колонны

8.6 Расчет высоты колонны

9. Расчет полезной тепловой нагрузки печи реакторного блока

10. Расчет материального баланса установок и топливно-химического блока в целом

10.1 Расчет материального баланса установки АВТ

10.2 Расчет материального баланса установки изомеризации

10.3 Расчет материального баланса битумной установки

10.4 Расчет материального баланса установки ART

10.5 Расчет материального баланса установки каталитического риформинга

10.6 Расчет материального баланса установки гидроочистки дизельного топлива (фракция 180-360°С)

10.7 Расчет материального баланса установки легкого гидрокрекинга

10.8 Расчет материального баланса установки каталитического крекинга

10.9 Расчет материального баланса установки АГФУ

10.10 Расчет материального баланса установки алкилирования

10.11 Расчет материального баланса установки получения МТБЭ

10.12 Расчет материального баланса установки экстракции суммарной ароматики

10.13 Расчет материального баланса установки ректификации ароматических углеводородов

10.14 Расчет материального баланса установки «Таторей»

10.15 Материальный баланс блока получения товарного пара-ксилола

10.16 Расчет материального баланса установки получения ДИПЭ

10.17 Расчет материального баланса установки пиролиза

10.18 Расчет материального баланса установки производства серной кислоты

10.19 Расчет материального баланса завода по водороду

10.20 Расчет материального баланса установки концентрирования водорода

10.21 Расчет материального баланса топливно-химического блока в целом

11. Охрана окружающей среды на установке

Заключение

Список литературы

ВВЕДЕНИЕ

В условиях снижения объемов добычи нефти важнейшим направлением решения проблемы обеспечения возрастающей потребности народного хозяйства в моторных топливах является углубление ее переработки. Нефтеперерабатывающие заводы неглубокой переработки нефти наряду с наиболее простой технологической структурой, низкими капитальными и эксплуатационными затратами по сравнению с НПЗ углубленной или глубокой нефтепереработки обладают рядом серьезных недостатков, таких как большой удельный расход ценного и дефицитного нефтяного сырья и ограниченный ассортимент нефтепродуктов. Наиболее типичный нефтепродукт такого типа НПЗ - котельное топливо, дизельное топливо, автобензин, сухой и сжиженные газы. Глубина отбора моторных топлив ограничивается потенциальным содержанием их в исходной нефти. Осуществление технологии глубокой переработки нефти с получением моторных топлив в количествах, превышающих потенциальное их содержание в исходной нефти, связано с физико-химической переработкой нефтяных остатков, прежде всего мазутов [1].

Оптимальная схема и набор процессов переработки мазута определяются конкретными условиями, такими как качество исходной нефти, ассортимент требующихся нефтепродуктов, экономическая целесообразность, наличие резервов мощностей аппаратостроительной индустрии, катализаторных фабрик и т. д.

В мировой практике при глубокой переработке нефти исключительно широкое применение получили схемы с вакуумной перегонкой мазута на вакуумный (или глубоковакуумный) газойль и гудрон и с последующей раздельной переработкой их при оптимальных для каждого вида сырья условиях. Количество трудноперерабатываемого тяжелого нефтяного остатка - гудрона при этом составляет примерно вдвое меньше по сравнению с мазутом [2]. Технология переработки вакуумных газойлей в нефтепереработке давно освоена и не представляет значительных технических трудностей.

К проблемам производства экологически чистых автомобильных бензинов в относятся: повышение октанового числа, снижения содержания ароматических углеводородов и серы, увеличение концентрации кислородсодержащих соединений. Приоритетными в решении этих проблем являются следующие технологии: изомеризация бензиновых фракций, каталитический крекинг с последовательной гидроочисткой сырья первичного и вторичного происхождения в комплексе с процессами переработки газов в компоненты автомобильного бензина, в том числе МТБЭ, ДИПЭ, ТАМЭ - трет - амиловый эфир; каталитический риформинг с непрерывной регенерацией катализатора.

Приоритетные технологии получения дизельного топлива и реактивного топлива высокого качества:

1) Совмещение гидрооблагораживания и гидроизомеризации керосиновых и дизельных дистиллятов.

2) Гидрооблагораживание (гидродеароматизация, обессеривание и деазотирование) вторичного сырья - газойлей коксования, каталитического крекинга и висбрекинга.

3) Гидрокрекинг вакуумных газойлей и вторичного сырья с дооборудованием установок системой удаления твердых полициклических ароматических углеводородов для достижения полной конверсии сырья.

4) Гидроочистка прямогонных дистиллятов по двухступенчатой схеме обессеривания.

Целью данного курсового проекта является проектирование топливно-химического блока НПЗ и расчет установки гидроочистки ДТ для получения экологически чистого дизельного топлива.

1. ХАРАКТЕРИСТИКА НЕФТИ И ЕЕ ФРАКЦИЙ, ВОЗМОЖНЫЕ ВАРИАНТЫ ИХ ПРИМЕНЕНИЯ

1.1 Характеристика нефти

Выбор технологической схемы первичной и последующей переработки нефти в большой степени зависит от ее качества. Данные о Лаваринской нефти взяты в справочной литературе [3]. Показатели качества нефти представлены в таблице 1.1 и 1.2.

Таблица 1.1 Показатели качества Лаваринской нефти

Показатели	Единицы измерения	Значение показателя
Плотность нефти при 20°С	кг/м3	860,5
Содержание в нефти: Хлористых солей	мг/л	83,0
Воды	% масс.	0,67
Серы	% масс.	2,2
Парафина	% масс.	2,4
Фракции до 360°С	% масс.	51,6
Фракции 360-550°С	% масс.	36,9
Плотность гудрона (остатка) при 20°С (фр. >550 °С)	кг/м3	1059,4
Вязкость нефти: при t=20°C при t=50°C	мм2/с мм2/с	19,03 7,90

Согласно СТБ 51858-2003 нефть по физико-химическим свойствам, степени подготовки, содержанию сероводорода и легких меркаптанов подразделяют на классы, типы, группы, виды.

Шифр нефти: 3.2.3.2 СТБ 51858-2003.

На основании данных таблицы 1.1 можно предположить, что раз в самой нефти много серы, то и в ее дистиллятах и остатках будет так же много серы. Следовательно, для выпуска экологически чистых топлив в схеме завода обязательно надо предусмотреть установки гидроочистки.

Таблица 1.2 Потенциальное содержание фракций в Лаваринской нефти

Номер компонента	Компоненты, фракции	Массовая доля компонента в смеси, xi
1	Н2	0,00000
2	СН4	0,00082
3	С2Н6	0,00177
4	С2Н4	0,00000
5	Н2S	0,00000
6	C3	0,00670
7	C4	0,01611
8	28-62°C	0,03667
9	62-85°C	0,02082
10	85-105°C	0,02185
11	105-140°C	0,04227
12	140-180°C	0,06994
13	180-210°C	0,04839
14	210-310°C	0,16546
15	310-360°C	0,08497
16	360-400°C	0,09703
17	400-450°C	0,09001
18	450-500°C	0,09079
19	>500°C	0,20640
Итого:	1,00000

1.2 Характеристика углеводородных газов

Лаваринская нефть содержит в основном пропан и бутаны, а также небольшое количество метана и этана [3]. Состав углеводородных газов приведен в таблице 1.3.

нефтеперерабатывающий завод топливный химический

Таблица 1.3 Состав и выход газов на нефть.

Компоненты	Выход на нефть, % масс.
Метан	0,082
Этан	0,177
Пропан	0,670
Бутан	0,725
Изобутан	0,886
Итого:	2,54

Полученный сухой газ направляем в топливную сеть завода. Смесь тяжелых газов получаем в жидком состоянии в емкости орошения стабилизационной колонны в виде рефлюкса, который можно использовать как товарный сжиженный газ, или использовать как сырье установки пиролиза.

1.3 Характеристика бензиновых фракций

Характеристика бензиновых фракций взята из справочника [3] и представлена в таблице 1.4.

Таблица 1.4 Характеристика бензиновых фракций

Пределы кипения фракции, °С	Выход на нефть, % масс.	Октановое число	Содержание серы, %масс.	Содержание углеводородов, %масс.
				аромати-ческих	нафтено-вых	парафи-новых
н.к.-70	4,39	63	0,04	1	20	79
70-180	14,76	42	0,11	8,6	26,6	64,8

Фракцию 70-180°С необходимо отправить на каталитический риформинг для повышения ОЧ и использования в качестве высокооктанового компонента бензина или для получения ароматики.

Фракцию нк-70°С можно использовать как сырье для процесса изомеризации с целью получения экологически чистого высокооктанового компонента бензина.

1.4 Характеристика керосиновой фракции

В таблице 1.5 приведена характеристика легкого керосинового дистиллята [3]. Керосиновую фракцию на установке АВТ не будем получать, так как уменьшится выход более ценной бензиновой фракции.

Таблица 1.5 Характеристика легкого керосинового дистиллята (фракция 120-240°С)

Выход на нефть, % масс.	Плотность, кг/м3	Вязкость при 20°С, мм2/с (сСт)	Теплота сгорания, кДж/кг	Содержание, %масс.
				серы	ароматических углеводородов
18,3	781,2	1,53	43150	0,41	20,6

1.5 Характеристика дизельной фракции (180-360°с)

Характеристика дизельной фракции представлена в таблице 1.6.

Таблица 1.6 Характеристика дизельной фракции (180-360°С)

Выход на нефть,%	Плотность, кг/м3	Цетановое число	Температура застывания, °С	Вязкость при 20°С, мм2/с	Содержание серы, % масс.
29,88	842,5	50	-13	5,88	1,24

Таким образом, можно получать фракцию 180-360°С как компонент ДТ. Эта фракция не отвечает требованиям стандарта по содержанию серы, поэтому требуется ее гидроочистка. Данную фракцию можно отправить на депарафинизацию с целью получения компонента зимнего (с температурой застывания <-35°C) дизельного топлива.

1.6 Характеристика вакуумных (масляных) дистилятов

Показатели качества вакуумного (масляного) дистиллята принимаем согласно справочнику [3], и они представлены в таблице 1.7.

Таблица 1.7 Характеристика вакуумных (масляных) дистиллятов

Фракция, °С	Выход на нефть, % масс.	Плотность при 20°С, кг/м3	Вязкость при 100°С, мм2/с	Температура застывания, °С	Содержание серы, % масс
360-550	36,91	925,3	6,22	36	2,66

Для обеспечения глубины переработки нефти фракцию 360-550°С следует отправлять на установку легкого гидрокрекинга.

1.7 Характеристика остатка (гудрона)

Показатели качества остатка (гудрона) принимаем согласно справочнику [3], и они приведены в таблице 1.8.

Таблица 1.8 Характеристика гудрона

Показатель	Остаток >550°С
Выход на нефть, % масс.	11,52
Вязкость условная при 100°С, °ВУ	204,80
Плотность при 20°С, кг/м3	1059,4
Коксуемость, % масс	23,18
Содержание серы, % масс	4,46

Так как необходимо предусматривать производство нефтяных битумов, то часть остатка направляем на битумную установку. Оставшуюся часть остатка с целью повышения глубины переработки нефти направляем на установку ART для получения дополнительного количества светлых нефтепродуктов.

2. ВЫБОР И ОБОСНОВАНИЕ ПОТОЧНОЙ СХЕМЫ ГЛУБОКОЙ ПЕРЕРАБОТКИ НЕФТИ

Выбор поточной схемы переработки нефти заключается в том, чтобы подобрать оптимальное количество технологических установок, обеспечивающих заданные показатели работы топливно-химического блока[5]: глубину переработки нефти не менее 80% и выход сырья для нефтехимии не менее 5-10% масс.

Основой любого нефтеперерабатывающего завода является установка АВТ. При помощи этой установки получают газы С₁-С₂, С₃-С₄, нефтяные фракции нк-70°С, 70-180°С, 180-360°С, 360-550°С и гудрон (>550°С).

Для повышения октанового числа фракцию нк-70°С отправляем на установку изомеризации. На данной установке получаем изомеризат - высокооктановый компонент бензина, также получаем газы С₁-С₄, которые можно отправить в топливную сеть завода. В качестве катализатора изомеризации выбираем высокоэффективный I-9, который позволяет вести процесс при температуре 200С (при применении обычного катализатора температура составляет 250С).

Фракцию 70-180°С целесообразно отправить на установку каталитического риформинга, так как прямогонная фракция имеет низкое октановое число, поэтому не может быть использована как компонент товарного бензина. На этой установке получаем высокооктановый компонент товарного бензина, а также ВСГ, который направляем на установки изомеризации и гидроочистки. Получаемый ВСГ не может быть направлен сразу на установку гидрокрекинга, так как имеет недостаточное содержание водорода [6]. В связи с этим нужно предусмотреть установку концентрирования водорода. Для получения бензина, соответствующего экологическим требованиям, а также для получения сырья для нефтехимии из бензина каталитического риформинга следует выделять ароматические углеводороды. В связи с этим в поточной схеме блока предусмотрена установка экстракции суммарной ароматики, установка ректификации суммарной ароматики для выделения бензола, толуола, этилбензола и ксилолов, ароматики С₉. Для превращения толуола и ароматики С₉ в бензол и ксилолы применяется установка «Таторей», а для увеличения производства параксилола в схему включается установка изомеризации смеси этилбензола с ксилолами для получения параксилола. Для производства товарного параксилола в поточную схему топливно-химического блока вводится установка непрерывной адсорбции параксилола на цеолитах «Парекс» [5].

Фракцию 180-360°С отправляем на установку гидроочистки дизельного топлива, так как она не удовлетворяет требованиям на дизельное топливо [7] по содержанию серы.

Для обеспечения глубины переработки нефти фракцию 360-550°С следует отправлять на установки гидрокрекинга и каталитического крекинга [8]. В качестве наиболее оптимальной примем схему, приведенную в [1], согласно которой вся фракция 360-550°С отправляется на легкий гидрокрекинг, на котором получаются бензин и дизельное топливо. Тяжелый газойль легкого гидрокрекинга отправляется на каталитический крекинг.

Выход гудрона равен 11,52% на нефть. Но так как потребность битума не превышает 500000 т/г, то на битумную установку отправим только часть гудрона. Остальное его количество для увеличения глубины переработки нефти направляем на установку ART. На установке ART [5] мы получаем дополнительное количество бензиновых фракций нк-70°С и 70-180°С. Фракцию дизельного топлива 180-360°С с установки ART направляем на установку гидроочистки дизельного топлива, так как она обладает повышенным содержанием серы.

Для обеспечения выхода сырья для нефтехимии необходимо предусмотреть установку пиролиза. Сырьем установки пиролиза в соответствии с поточной схемой, являются газы С₃-С₄ с установок АВТ, гидрокрекинга, риформинга, бензин-отгон с установки гидроочистки, н-С₄ с алкилирования, н-C₃H₈ с установки получения ДИПЭ.

Для разделения газов С₁-С₄, которые образуются на установке каталитического крекинга и ART, необходимо предусмотреть установку АГФУ. На ней происходит разделение газов на отдельные составляющие, которые будут использоваться в дальнейших процессах. После установки АГФУ образуются газы С₁-С₂, которые направляются в топливную сеть завода, также газы ?С₃ и ?С₄. Газы ?С₃ направляем на установку получения ДИПЭ, высокооктановой присадки к бензинам. Газы ?С₄ с установки АГФУ, объединяя с газами ?С₄ с установки пиролиза, отправляем на установку получения МТБЭ, а затем на установку алкилирования, где получаем высокооктановый компонент бензина.

Сероводород, образовавшийся на установках гидроочистки, ART и сероводород, выходящий с установки АГФУ, объединяем и совместно отправляем на установку получения серной кислоты.

3. ВЫБОР И ОБОСНОВАНИЕ ТЕХНОЛОГИЧЕСКОЙ СХЕМЫ БЛОКОВ И УСТПАНОВКИ В ЦЕЛОМ

Данная технологическая установка гидроочистки дизельного топлива предназначена для получения экологически чистого топлива с содержанием серы не более 50ppm или 0,005% масс.

Технологическая схема выбрана на основе литературных данных 1, 6, 8, 9, 10.

Технологическая установка состоит из блоков: подготовки сырья, реактора, разделения полученных продуктов и регенерации моноэтаноламина. Процесс проводится в стационарном слое алюмокобальтмолибденового катализатора.

Сырьем является прямогонная дизельная фракция с АВТ и фракция180-360°С с установки ART.

Блок подготовки сырья включает предварительный нагрев сырья продуктами реакции, что позволяет повысить температуру до 250-310С; дальнейший нагрев осуществляется в печи. Особенностью подогрева сырья является разделение потока сырья и водородсодержащего газа и их смешивание на выходе из конвекционной камеры печи в радиантную. Это улучшает теплообмен в конвекционной камере и сырьевых теплообменниках. Газо-продуктовая смесь после выхода из реактора направляется в теплообменник где охлаждается до температуры 200С.

Реакторный блок состоит из одного реактора. Кратность циркуляции ВСГ принимаем равной 400 нм³/м³. Катализатор алюмокобальтмолибденовый. Давление в реакторе 4 МПа, температура на входе в реактор 350°С, объемная скорость подачи сырья 1,7 ч^-1,

Для разделения продуктов реакции можно применять холодную или горячую сепарацию. Принимаем горячую сепарацию, это позволяет снизить энергозатраты на охлаждение и конденсацию продуктов реакции[1].

Стабилизация гидроочищенного дизельного топлива осуществляется в ректификационной колонне. Для поддержания теплового баланса колонны в ее куб подается горячая струя, это позволяет отказаться от использования водяного пара в качестве испаряющего агента.

Получаемый бензинотгон откачивается и направляется на установку пиролиза. Углеводородный газ направляется в топливную сеть завода. Выделяемый сероводород при регенерации моноэтаноламина направляется на установку производства серной кислоты.

4. РАСЧЕТ МАТЕРИАЛЬНОГО БАЛАНСА УСТАНОВКИ ГИДРООЧИСТКИ ДТ

4.1 Исходные данные для расчета

Производительность проектируемой установки по сырью G=2447579,34 т/г. Сырьём является прямогонная дизельная фракция 180-360 С с установки АВТ, содержание серы в которой 1,24% масс. [табл. 1.6], а также фракция 180-360°С с установки ART, в которой содержание серы составляет 1,338% масс. Содержание серы в сырье: 1,243% масс. Состав сернистых соединений: меркоптаны - 5%, сульфиды - 50%; дисульфиды - 10%; производные тиофена - 35%. Плотность: 842,5 кг/м³ [табл. 1.6]. Содержание непредельных углеводородов 10% (масс.) на сырье. Целевым продуктом установки является экологически чистое дизельное топливо с содержанием серы не более 0,005% масс. или 50ppm.

Гидроочистка проводится на алюмокобальтмолибденовом катализаторе при давлении Р=4МПа, кратности циркуляции водородсодержащего газа к сырью ?=400 нм³/м³.

Кинетические константы процесса: К₀=4,62•10⁶, Е=67040 кДж/моль, n=2 [6].

Водородсодержащий газ на установку гидроочистки подается с установки каталитического риформинга. Концентрация водорода в ВСГ колеблется от 70 до 85% (об.) [6].

4.2 Расчет материального баланса

Водород в процессе гидроочистки расходуется на:

1 гидрогенолиз сероорганических соединений,

2 гидрирование непредельных углеводородов,

3 потери водорода с отходящими потоками (отдувом и жидким гидрогенизатом).

Расход водорода на гидрогенолиз сероорганических соединений можно найти по формуле:

G₁=m?ДS,

где G₁ - расход 100%-ого водорода, % масс. на сырье;

ДS - количество серы удаляемое при гидроочистке, % масс. на сырье;

m - коэффициент, зависящий от характера сернистых соединений.

Поскольку в нефтяном сырье присутствуют различные сернистые соединения, определяется расход водорода на гидрогенолиз каждого из них, и полученные результаты суммируются.

Значения m для меркаптанов равно 0,062, для сульфидов - 0,125, для дисульфидов - 0,0938, тиофенов - 0,250 [6].

Наиболее стабильны при гидроочистке тиофеновые соединения, поэтому при расчете принимаем, что вся остаточная сера в гидрогенизате - тиофеновая, а остальные сероорганические соединения разлагаются полностью. Получаем:

G₁=1,243•(0,05•0,062+0,5•0,125+0,1•0,0938)+0,43•0,25=0,201

Расход водорода на гидрирование непредельных углеводородов равен:

G₂=2?ДС_н/М,

где G₂ - расход 100%-ого водорода, % масс. на сырье;

ДС_н - разность содержания непредельных углеводородов в сырье и гидрогенизате, % масс. на сырье;

М - средняя молекулярная масса сырья, рассчитывается по эмпирической формуле:

.

Принимая, что степень гидрирования непредельных углеводородов и гидрогенолиза сернистых соединений одинакова (99,6%), находим:

G₂=2•10•0,996/199=0,100.

Мольную долю водорода, растворенного в гидрогенизате, можно рассчитать из условий фазового равновесия в газосепараторе высокого давления:

,

где , - мольные доли водорода в паровой и жидкой фазах;

К_Р - константа фазового равновесия, К_Р=30.

Потери водорода от растворения в гидрогенизате

G₃= % масс.

Кроме этих потерь имеют место потери водорода за счет диффузии водорода через стенки аппаратов и утечки через неплотности, так называемые механические потери. По практическим данным, эти потери составляют около 1% от общего объема циркулирующего газа. Механические потери G₄, % масс. на сырье, равны:

G₄=

где - кратность циркуляции ВСГ, нм³/м³;

- плотность сырья, кг/м³.

Таким образом:

G₄= % масс.

Общий расход водорода:

G=G₁+G₂+G₃+G₄=0,201+0,100+0,025+0,042=0,368 % масс.

Расход свежего ВСГ на гидроочистку:

G_Н2=G/0,29

где 0,29 - содержание водорода в свежем ВСГ, %масс.

G_Н2=0,368/0,29=1,269 % масс.

Выход сероводорода:

% масс.

Таким образом, балансовым сероводородом поглощается 0,077% масс. водорода: 1,32-1,238=0,082% масс.

Количество водорода, вошедшего при гидрировании в состав ДТ, равно:

G₁+G₂-0,082=0,201+0,100-0,082=0,219% масс.

Выход ДТ (В_ДТ):

В_ДТ=100-В_б-В_г-ДS,

где В_б - выход бензина, В_б=ДS=1,24 % масс.;

В_г - выход газа, В_г=0,3?ДS=0,3?1,243=0,37.

Тогда выход ДТ составит

В_ДТ=100-1,24-0,37-1,238=97,152;

Уточненный выход гидроочищенного ДТ:

97,152+0,219=97,371% масс.

Выход сухого газа (В_сг), выводимого с установки, складывается из углеводородных газов, поступающих со свежим ВСГ, газов, образующихся при гидрогенолизе, а также абсорбированного гидрогенизатом водорода:

В_сг=G_Н2•(1-0,29)+В_г+G₃=1,269•0,71+0,37+0,025=1,296% масс.

Результаты расчета представим в виде таблицы.

Таблица 4.1 Материальный баланс установки ГО ДТ

Продукты	% масс. на сырье	т/г	т/ч
Приход: 180-360°С (с АВТ) 180-360°С (с АRТ) ВСГ в том числе: чистый Н2	96,98 3,02 1,27 0,37	2373667,2 73912,14 31084,26 9056,04	290,89 9,06 3,81 1,11
Итого	101,27	2478663,6	303,76
Расход: Сухой газ Н2S Бензин ДТ гидроочищеное Механические потери Н2	1,30 1,32 1,24 97,37 0,04	31818,54 32308,05 30349,98 2383208,00 979,03	3,90 3,96 3,72 292,06 0,12
Итого	101,27	2478663,6	303,76

5. РАСЧЕТ РЕАКТОРНОГО БЛОКА

5.1 Материальный баланс реактора гидроочистки

В реактор поступает сырье, свежий ВСГ и циркулирующий ВСГ (ЦВСГ). Состав ЦВСГ принят на основе данных6 и представлен в таблице 5.1.

Таблица 5.1 Состав циркулирующего ВСГ

Компонент	Водород	Метан	Этан	Пропан	Бутан
Масс доля у	0,192	0,427	0,201	0,103	0,077
Мольная доля у?	0,720	0,200	0,050	0,020	0,010

Средняя молярная масса ЦВСГ М_ц равна

М_ц=?М_i•у?_I;

М_ц=2•0,72+16•0,2+30•0,05+44•0,02+58•0,01=7,6 кг/кмоль.

Расход циркулирующего ВСГ, % масс. на 100 кг сырья G_ц можно найти по формуле [6]:

,

где =400 кратность циркуляции ВСГ, нм³/м³;

_с=842,5 плотность сырья, кг/м³;

кг.

На основании данных таблицы 4.1 составляем материальный баланс реактора.

Таблица 5.2 Материальный баланс реактора гидроочистки ДТ

Наименование	%масс.	т/год	т/ч
Взято: Сырье Свежий ВСГ Циркулирующий ВСГ	100,00 1,27 16,11	2447579,34 31084,26 394305,03	299,95 3,81 48,32
Итого	117,38	2872968,63	352,08
Получено: ДТ очищенное Н2S Сухой газ Бензин Циркулирующий ВСГ Механические потери Н2	97,37 1,32 1,30 1,24 16,11 0,04	2383208,00 32308,05 31818,54 30349,98 394305,03 979,03	292,06 3,96 3,9 3,72 48,32 0,12
Итого	117,38	2872968,63	352,08

Принимаем параметры технологического режима в реакторе. На основе данных 10 температуру газовой смеси на входе в реактор принимаем равной 350С, давление 4МПа, кратность циркуляции ВСГ 400нм³/м³, в качестве катализатора принимаем высокоактивный алюмокобальтмолибденовый катализатор.

5.2 Расчет температуры газопродуктовой смеси на выходе из реактора

Тепло, выделяемое при гидрогенолизе сернистых соединений (на 100кг сырья) составит [6]

Q_S=?q_Si•g_Si

где q_Si - тепловые эффекты гидрогенолиза отдельных сероорганических соединений, кДж/кг, табл. 2.2 [6];

g_Si - количество разложенных сероорганических соединений.

Q_S=0,062•2005+0,622•3420+0,124•4760+0,43•8500=6496кДж

Тепло, выделяемое при гидрировании непредельных углеводородов:

Q_Н=,

где ДС_Н - количество непредельных, удаляемых из сырья. Принимаем, что глубина гидрирования непредельных углеводородов равна глубине обессеривания, т. е. 99,6%;

q_Н - тепловой эффект гидрирования непредельных углеводородов, он равен 126 кДж/моль.

Q_Н==6136 кДж/кг.

Среднюю теплоемкость ЦВСГ находим на основании данных по теплоемкости отдельных компонентов табл. 2.5 6.

=14,57кДж/(кг•К)

=3,35кДж/(кг•К)

=3,29кДж/(кг•К)

=3,23кДж/(кг•К)

=3,18кДж/(кг•К)

с_ЦВСГ=?с_Рi•у_i,

где с_Рi - теплоемкость отдельных компонентов, кДж/(кг•К);

у_i - массовая доля каждого компонента в циркулирующем газе, табл. 5.1.

с_ЦВСГ=14,57•0,192+3,35•0,427+3,29•0,201+3,23•0,103+3,18•0,077=

=5,5кДж/(кг•К)

Энтальпию паров сырья при атмосферном давлении находим по формуле [11]:

=(129,58+0,134•Т+0,00059•Т²)•(4-)-308,99

=1085,1 кДж/кг.

Поправку на давление находим по значениям приведенных температуры и давления.

По графику для определения критических температур и давлений нефтепродуктов 11 критическая температура паров равна Т_кр=733К, критическое давление Р_кр=2,0МПа.

Приведенная температура равна:

.

Приведенное давление равно:

По рис. 16 11: кДж/(кмоль•К), отсюда

ДН=кДж/кг.

Энтальпия сырья с поправкой на давление

=1085,1-132,6=952,5 кДж/кг.

Теплоемкость сырья с поправкой на давление

с_с= кДж/(кг•град)

Средняя теплоемкость реакционной смеси:

=3,13 кДж/(кг•град)

Температура газо-продуктовой смеси на выходе из реактора рассчитывается по формуле [6]:

t_вых=t_вх+,

где t_вх - температура на входе в реактор, 360°С;

t_вых - температура на выходе из реактора, °С;

G_с - суммарное количество реакционной смеси, %масс.

t_вых=350+=384 °С.

Принимаем температуру на выходе из реактора 384С, при данной температуре остаточное содержание серы составляет 0,005% масс.

5.3 Расчет количества катализатора в реакторе

Для расчета количества катализатора в реакторе воспользуемся формулой [6]:

V_к=,

где G? - подача сырья в реактор, м³/ч:

G?=G/с,

с - плотность сырья, кг/м³;

щ - объемная скорость подачи сырья, ч^-1. Принимаем щ=1,7 ч^-1.

Получаем:

V_к==209,4 м³.

5.4 Определение геометрических размеров реактора

Принимаем соотношение высоты реактора к диаметру 3,5:1 или Н=3,5•D. Реактор цилиндрический с аксиальным вводом сырья.

V_P=р?D²•H/4=р?D²•3,5•D/4=3,5•р?D³/4;

Диаметр реактора равен:

= 4,2 м (2,6м)

Высота слоя катализатора составляет

Н=3,5•D=3,5•4,2=14,7 м.

Таким образом, окончательно принимаем рассчитанные выше параметры процесса:

температура входа газо-сырьевой смеси 350С

температура выхода газо-продуктовой смеси 384С

давление подачи сырья в реактор 4МПа

кратность циркуляции ВСГ 400нм³/м³

глубина обессеривания 99,6%

объемная скорость подачи сырья 1,7ч^-1

концентрация водорода в свежем ВСГ 85%об.

концентрация водорода в циркулирующем ВСГ 72%об.

объем катализатора в реакторе 209,4 м³

6. РАСЧЕТ ТЕПЛООБМЕННИКОВ ПОДОГРЕВА СЫРЬЯ

Расчет теплообменника сырьегазо-продуктовая смесь из реактора.

6.1 Определение температуры на выходе из теплообменника

Для определения температуры необходимо составить тепловой баланс теплообменника.

Из реактора продуктовая смесь выходит при температуре 384С в теплообменнике она охлаждается до температуры 200С. Сырье поступает в теплообменник с температурой 30С. Расход газо-продуктовой смеси из реактора 352080 кг/ч [табл. 5.2], расход сырья 299950 кг/ч [табл. 5.2] [12].

G_c•()=G_гпс•(),

где G_c - расход сырья, кг/ч;

G_гпс - расход газо-продуктовой смеси из реактора, кг/ч;

- энтальпия сырья при температуре t, кДж/кг;

t - температура сырьевого патока на выходе из реактора, °С;

- энтальпия сырья при температуре 30°С (на входе в теплообменник);

- энтальпия газо-продуктовой смеси при температуре 200°С (на выходе из теплообменника);

- энтальпия газо-продуктовой смеси при температуре 384°С (на входе в теплообменник).

Энтальпию сырья при температуре 30°С (на входе в теплообменник) рассчитываем по формуле [11]:

=(0,0017•Т²+0,762•Т-334,25)/;

=57,28 кДж/кг.

Энтальпию газо-продуктовой смеси на выходе из реактора рассчитываем по формуле:

=,

на выходе из теплообменника:

=

где х - массовые доли компонентов.

Энтальпию очищенного ДТ находим по формуле [11]:

=(129,58+0,134•Т+0,00059•Т²)•(4-)-308,99,

=1182,2 кДж/кг,

=717,1 кДж/кг

Принимаем t_ср.м полученного бензина равной 95°С. Тогда найдем его малярную массу:

М=60+0,3•t_ср.м.+0,001•,

М=60+0,3•95_.+0,001•(95)²=97,5 кг/кмоль.

По молярной массе находим относительную плотность бензиновой фракции:

,

=0,7083.

Тогда энтальпия бензина будет

=(129,58+0,134•Т+0,00059•Т²)•(4-)-308,99,

=1245,6 кДж/кг,

=760,8 кДж/кг.

Принимаем состав сухого газа.

Таблица 6.1 Состав сухого газа в масс. долях и их энтальпии.

компонент	С1	С2	С3	С4
масс. доли	0,53	0,26	0,12	0,09
энтальпия, Дж/кг при 384°С при 200°С	1490 960	1410 865	1300 800	1200 730

Энтальпия сухого газа:

=1490•0,53+1410•0,26+1300•0,12+1220•0,09=1422,1 кДж/кг,

=960•0,53+865•0,26+800•0,12+730•0,09=895,4 кДж/кг.

Энтальпии циркулирующего ВСГ:

=2070кДж/кг,

=1100кДж/кг.

Энтальпии сероводорода:

=457,5 кДж/кг,

=216,4кДж/кг.

Находим энтальпию газо-продуктовой смеси на входе в теплообменник:

=457,5•0,011+1422,1•0,011+1245,6•0,011+2070•0,137+

+1182,2•0,830=1299,18 кДж/кг,

на выходе из теплообменника:

=216,4•0,011+895,4•0,011+760,8•0,011+1100•0,137+

+717,1•0,830=766,5 кДж/кг

Из уравнения теплового баланса теплообменника находим энтальпию сырьевого потока на выходе из этого теплообменника:

,

кДж/кг.

Так как =(0,0017•Т²+0,762•Т-334,25)/, то можем найти температуру сырьевого потока на выходе из теплообменника: t=320°С.

6.2 Определение среднего температурного напора в теплообменнике

Средняя разность температур при противотоке [13]:

сырье 30 > 320

ГПС 200 < 384

Дt_б=170 Дt_м=64

Средняя разность температур

Дt_пр==109.

Для определения поправочного коэффициента для смешанного тока в теплообменнике с одним ходом по межтрубному пространству и двумя ходами по трубам находим коэффициенты P и R12.

, ,

где t_н, t_к - начальная и конечная температуры холодного теплоносителя, °С;

t?_н, t?_к - начальная и конечная температуры горячего теплоносителя, °С.

=0,82 , =0,63.

По рис 34 [12] определяем поправочный коэффициент е=0,5; следовательно Дt_ср=109•0,5=54,5.

Определение количества тепла передаваемого в теплообменнике :

Q=G_ГПС•(-)=352080•(1299,18-766,5)=52 МВт.

Коэффициент теплопередачи принимаем К=200 Вт/(м²•К).

Рассчитываем необходимую площадь теплообмена по формуле [13]:

=4770,6 м².

Предварительно принимаем теплообменник кожухотрубчатый двухходовой, с диаметром кожуха D=1200мм, трубами 202мм, поверхностью теплообмена F_{теполоб}=514м², площадью сечения трубного пространства S_т=0,135м², межтрубного пространства S_мт=0,028м², длина труб 6м. [6]

Средняя плотность потока, идущего по трубам (сырье) при средней температуре (320+30)/2=175°С равна 730 кг/м³.

Плотность потока, идущего по межтрубному пространству равна 620 кг/м³

Тогда скорость движения потока в трубах равна

м/с.

Скорость движения потока, идущего по межтрубному пространству

м/с.

Скорость потока удовлетворяет условиям теплопередачи.

Необходимое количество теплообменников:

n=F_общ/F_{теплобм.};

n=10шт.

7. РАСЧЕТ БЛОКА СЕПАРАЦИИ ГАЗОПРОДУКТОВОЙ СМЕСИ

7.1 Расчет горячего сепаратора

Параметры горячего сепаратора высокого давления представляют собой такие значения: t=200°С и давление составляет р=2МПа.

Расчет проводим по программе «Oil».

Исходные данные представлены в таблице 7.1. Состав ЦВСГ приведен в таблице 5.1, а состав сухого газа в таблице 6.1.

Таблица 7.1 Состав газопродуктовой смеси.

Компонент	% масс
H2S	1,1
Сухой газ	1,1
Циркулирующий ВСГ	1,1
Бензин	13,7
ДТ (очищеное)	83,0
Итого	100,0

Результаты расчета приведены в таблице 7.2.

Таблица 7.2 Состав паровой и жидкой фаз в сепараторе С-1.

Паровая фаза	Жидкая фаза
Компонент	% масс.	кг/ч	Компонент	% масс.	кг/ч
Водород	12,1761	9137,6592	Водород	0,0441	122,0448
H2S	4,9379	3705,7114	H2S	0,0603	167,1685
Метан	29,6124	22222,9707	Метан	0,1501	415,7735
Этан	13,7973	10354,3711	Этан	0,1259	348,8611
Пропан	6,8526	5142,6318	Пропан	0,1009	279,4001
Бутан	4,9387	3706,2651	Бутан	0,1237	342,6549
Бензин	3,4477	2587,404	Бензин	0,4767	1320,684
ДТ очищенное	24,2373	18189,1556	ДТ очищенное	98,9183	274037,25
Итого:	100	75046,1688	Итого:	100	277033,8352

Молекулярная масса жидкой фазы: M_ж=189,26 кг/кмоль.

Молекулярная масса паровой фазы: М_п=11,15 кг/кмоль.

Определяем размеры сепаратора С-1. Принимаем, что сепаратор горизонтальный. Рассчитываем диаметр сепаратора по паровой фазе .

,

где F - свободное сечение сепаратора для прохода паровой фазы, м²;

V - расход паровой фазы через сепаратор, м³/с;

U_доп - допустимая скорость паров в свободном сечении сепаратора, м/с.

Свободное сечение сепаратора позволяет определить диаметр и длину сепаратора по формуле:

,

где d - диаметр сепаратора, м;

Н - длина сепаратора, м.

Допустимая скорость паров в свободном сечении сепаратора определяется по формуле из [12]:

,

где с_ж - плотность жидкости при данных условиях, кг/м³;

с_п - плотность газа при данных условиях, кг/м³.

=0,4 м/с.

Объемный расход паровой фазы:

,

где G_п - расход паровой фазы, кг/ч.

=9,1 м².

Принимаем длину сепаратора равной Н=3d 5. Тогда диаметр сепаратора будет равен:

F=d•H=3•d².

м.

Выбираем стандартную обечайку d=1,8 м, тогда Н=5,4 м.

7.2 Расчет холодного сепаратора

В сепараторе С-2 выделяется циркулирующий ВСГ. Параметры холодного сепаратора: t=40°С и давление составляет р=1,8МПа. Расчет производим с помощью программы «Oil». Сырьем этого сепаратора является паровая фаза из С-1. Ее состав принят на основании таблицы 7.2. Результаты расчета представлены в таблице 7.3.

Таблица 7.3 Состав паровой и жидкой фаз в сепараторе С-2.

Паровая фаза	Жидкая фаза
Компонент	% масс.	кг/ч	Компонент	% масс.	кг/ч
Водород	16,94	9117,0361	Водород	0,1	21,3476
H2S	6,67	3591,6365	H2S	0,54	114,0684
Метан	41,04	22113,7127	Метан	0,5	106,5591
Этан	18,89	10181,328	Этан	0,82	173,0391
Пропан	9,12	4910,6147	Пропан	1,10	232,2995
Бутан	6,00	3230,4219	Бутан	2,25	477,3846
Бензин	1,30	702,6684	Бензин	8,9	1884,8936
ДТ очищенное	0,04	24,1911	ДТ очищенное	85,79	18164,9675
Итого:	100	53871,6094	Итого:		21174,5594

Молярная масса жидкой фазы: М_ж=126,75 кг/кмоль.

Молярная масса паровой фазы: М_п=8,21 кг/кмоль.

Определяем размеры сепаратора С-2. Принимаем, что сепаратор горизонтальный. Рассчитываем диаметр сепаратора по паровой фазе.

Допустимая скорость паров в свободном сечении сепаратора [12]:

=0,4 м/с.

Объемный расход паровой фазы:

,

где G_п - расход паровой фазы, кг/ч.

=6,5 м².

Принимаем длину сепаратора равной Н=3d 5. Тогда диаметр сепаратора будет равен:

F=d•H=3•d².

м.

Выбираем стандартную обечайку d=1,6 м, тогда Н=4,8 м.

8. РАСЧЕТ КОЛОННЫ СТАБИЛИЗАЦИИ ПРОДУКТА

Для колонны принимаем 22 клапанные тарелки, кратность орошения 5. Расход сырья 298208,39 кг/ч (сырьем колонны является жидкая фаза "горячего" и "холодного" сепараторов). Расстояние между тарелками 500 мм.

8.1 Расчет доли отгона на входе в колонну

В колонну входит жидкая фаза из сепараторов С-1 и С-2.

Исходные данные для расчета приведем в таблице 8.1.

Таблица 8.1 Состав сырьевого потока.

Компонент	Масс. доли	кг/ч
Водород	0,048	143,3924
H2S	0,094	281,2369
Метан	0,175	522,3326
Этан	0,175	521,9002
Пропан	0,172	511,6996
Бутан	0,275	820,0395
Бензин	1,075	3205,5776
ДТ очищенное	97,986	292202,2175
Итого	100	298208,3946

Результаты расчета представлены в таблицах 8.2 - 8.4.

Pacxoд нeфти или фpaкции G= 298208.39625 Kг/чac

Давление при однократном испарении P=230 кПа

Teмпepaтуpa oднoкpaтнoгo испарения T=250°C

Maccoвaя дoля oтгoнa пapoв e1= .1028517633676529

Moльнaя дoля oтгoнa пapoв e= .1956600397825241

Moлeкуляpнaя мacca иcxoднoй cмecи Mi= 182.9734039306641

Moлeкуляpнaя мacca жидкoй фaзы Ml= 204.0846405029297

Moлeкуляpнaя мacca пapoвoй фaзы Mp= 96.18283081054688

Таблица 8.2 Состав жидкой фазы

г==========T===============T==============T================T================¬

¦кoмпoнeнты¦ мoльн.дoли ¦ мacc.дoли ¦ Kмoль/чac ¦ Kг/чac ¦

¦----------+---------------+--------------+----------------+----------------¦

¦ Boдopoд ¦ 0.0014418 ¦ 0.0000141 ¦ 1.8900 ¦ 3.7800 ¦

¦ Meтaн ¦ 0.0008614 ¦ 0.0000675 ¦ 1.1292 ¦ 18.0679 ¦

¦ Этaн ¦ 0.0007321 ¦ 0.0001076 ¦ 0.9597 ¦ 28.7916 ¦

¦ H2S ¦ 0.0004353 ¦ 0.0000725 ¦ 0.5707 ¦ 19.4037 ¦

¦ Пpoпaн ¦ 0.0007264 ¦ 0.0001531 ¦ 0.9523 ¦ 40.9476 ¦

¦ Бутaн ¦ 0.0013035 ¦ 0.0003641 ¦ 1.7088 ¦ 97.4036 ¦

¦ 28-62 ¦ 0.0007981 ¦ 0.0002951 ¦ 1.0462 ¦ 78.9381 ¦

¦ 62-85 ¦ 0.0013259 ¦ 0.0005571 ¦ 1.7381 ¦ 149.0456 ¦

¦ 85-105 ¦ 0.0016800 ¦ 0.0007800 ¦ 2.2024 ¦ 208.6837 ¦

¦ 105-140 ¦ 0.0023406 ¦ 0.0012365 ¦ 3.0683 ¦ 330.8214 ¦

¦ 140-180 ¦ 0.0031907 ¦ 0.0020081 ¦ 4.1827 ¦ 537.2297 ¦

¦ 180-210 ¦ 0.1838903 ¦ 0.1357013 ¦ 241.0640 ¦ 36305.1484 ¦

¦ 210-310 ¦ 0.5726601 ¦ 0.5590661 ¦ 750.7073 ¦ 149570.9219 ¦

¦ 310-360 ¦ 0.2286138 ¦ 0.2995769 ¦ 299.6927 ¦ 80147.9531 ¦

¦----------+---------------+--------------+----------------+----------------¦

¦ CУMMA ¦ 1.0000 ¦ 1.0000 ¦ 1310.9126 ¦ 267537.1250 ¦

L==========¦===============¦==============¦================¦================-

Таблица 8.3 Состав паровой фазы

г==========T===============T==============T================T================¬

¦кoмпoнeнты¦ мoльн.дoли ¦ мacc.дoли ¦ Kмoль/чac ¦ Kг/чac ¦

¦----------+---------------+--------------+----------------+----------------¦

¦ Boдopoд ¦ 0.2185114 ¦ 0.0045437 ¦ 69.6800 ¦ 139.3600 ¦

¦ Meтaн ¦ 0.0987419 ¦ 0.0164257 ¦ 31.4873 ¦ 503.7969 ¦

¦ Этaн ¦ 0.0515414 ¦ 0.0160761 ¦ 16.4358 ¦ 493.0731 ¦

¦ H2S ¦ 0.0240648 ¦ 0.0085067 ¦ 7.6739 ¦ 260.9122 ¦

¦ Пpoпaн ¦ 0.0344201 ¦ 0.0153880 ¦ 10.9761 ¦ 471.9709 ¦

¦ Бутaн ¦ 0.0397586 ¦ 0.0235618 ¦ 12.6784 ¦ 722.6696 ¦

¦ 28-62 ¦ 0.0132030 ¦ 0.0103576 ¦ 4.2102 ¦ 317.6791 ¦

¦ 62-85 ¦ 0.0147248 ¦ 0.0131276 ¦ 4.6955 ¦ 402.6399 ¦

¦ 85-105 ¦ 0.0135231 ¦ 0.0133222 ¦ 4.3123 ¦ 408.6077 ¦

¦ 105-140 ¦ 0.0121482 ¦ 0.0136180 ¦ 3.8739 ¦ 417.6817 ¦

¦ 140-180 ¦ 0.0086532 ¦ 0.0115552 ¦ 2.7594 ¦ 354.4134 ¦

¦ 180-210 ¦ 0.2574158 ¦ 0.4030635 ¦ 82.0860 ¦ 12362.4658 ¦

¦ 210-310 ¦ 0.2010513 ¦ 0.4164720 ¦ 64.1122 ¦ 12773.7207 ¦

¦ 310-360 ¦ 0.0122216 ¦ 0.0339820 ¦ 3.8973 ¦ 1042.2695 ¦

¦----------+---------------+--------------+----------------+----------------¦

¦ CУMMA ¦ 1.0000 ¦ 1.0000 ¦ 318.8783 ¦ 30671.2598 ¦

L==========¦===============¦==============¦================¦================-

Таблица 8.4 Исходная смесь

г==========T===============T==============T================T================¬

¦кoмпoнeнты¦ мoльн.дoли ¦ мacc.дoли ¦ Kмoль/чac ¦ Kг/чac ¦

¦----------+---------------+--------------+----------------+----------------¦

¦ Boдopoд ¦ 0.0439136 ¦ 0.0004800 ¦ 71.5700 ¦ 143.1400 ¦

¦ Meтaн ¦ 0.0200127 ¦ 0.0017500 ¦ 32.6165 ¦ 521.8647 ¦

¦ Этaн ¦ 0.0106734 ¦ 0.0017500 ¦ 17.3955 ¦ 521.8647 ¦

¦ H2S ¦ 0.0050587 ¦ 0.0009400 ¦ 8.2446 ¦ 280.3159 ¦

¦ Пpoпaн ¦ 0.0073189 ¦ 0.0017200 ¦ 11.9283 ¦ 512.9185 ¦

¦ Бутaн ¦ 0.0088277 ¦ 0.0027500 ¦ 14.3872 ¦ 820.0731 ¦

¦ 28-62 ¦ 0.0032252 ¦ 0.0013300 ¦ 5.2564 ¦ 396.6172 ¦

¦ 62-85 ¦ 0.0039475 ¦ 0.0018500 ¦ 6.4336 ¦ 551.6855 ¦

¦ 85-105 ¦ 0.0039973 ¦ 0.0020700 ¦ 6.5147 ¦ 617.2914 ¦

¦ 105-140 ¦ 0.0042595 ¦ 0.0025100 ¦ 6.9422 ¦ 748.5031 ¦

¦ 140-180 ¦ 0.0042595 ¦ 0.0029900 ¦ 6.9421 ¦ 891.6431 ¦

¦ 180-210 ¦ 0.1982770 ¦ 0.1632000 ¦ 323.1501 ¦ 48667.6133 ¦

¦ 210-310 ¦ 0.4999534 ¦ 0.5444000 ¦ 814.8195 ¦ 162344.6563 ¦

¦ 310-360 ¦ 0.1862755 ¦ 0.2722600 ¦ 303.5901 ¦ 81190.2266 ¦

¦----------+---------------+--------------+----------------+----------------¦

¦ CУMMA ¦ 1.000 ¦ 1.000 ¦ 1629.7910 ¦ 298208.4063 ¦

L==========¦===============¦==============¦================¦================-

8.2 Расчет температуры вверху колонны

Прежде чем приступить к расчету температуры верха колонны, необходимо проверить, в каком фазовом состоянии находится дистиллят в емкости орошения. Расчет проведем с помощью программы «OIL»:

Иcxoдныe дaнныe:

Pacxoд нeфти или фpaкции G= 6006.1787109 Kг/чac

Дaвлeниe пpи oднoкpaктнoм иcпapeнии P= 180 KПa

Teмпepaтуpa oднoкpaтнoгo иcпapeния T= 40 °C

Peзультaты pacчeтa:

Maccoвaя дoля oтгoнa пapoв e1= .6213330030441284

Moльнaя дoля oтгoнa пapoв e= .8825701475143433

Moлeкуляpнaя мacca иcxoднoй cмecи Mi= 32.00553131103516

Moлeкуляpнaя мacca жидкoй фaзы Ml= 103.2026062011719

Moлeкуляpнaя мacca пapoвoй фaзы Mp= 22.53202438354492

Таблица 8.5 Состав жидкой фазы

г==========T===============T==============T================T================¬

¦кoмпoнeнты¦ мoльн.дoли ¦ мacc.дoли ¦ Kмoль/чac ¦ Kг/чac ¦

¦----------+---------------+--------------+----------------+----------------¦

¦ Boдopoд ¦ 0.0036319 ¦ 0.0000704 ¦ 0.0800 ¦ 0.1601 ¦

¦ Meтaн ¦ 0.0033107 ¦ 0.0005133 ¦ 0.0730 ¦ 1.1674 ¦

¦ Этaн ¦ 0.0059070 ¦ 0.0017171 ¦ 0.1302 ¦ 3.9053 ¦

¦ H2S ¦ 0.0050974 ¦ 0.0016793 ¦ 0.1123 ¦ 3.8194 ¦

¦ Пpoпaн ¦ 0.0106958 ¦ 0.0044565 ¦ 0.2357 ¦ 10.1355 ¦

¦ Бутaн ¦ 0.0372441 ¦ 0.0205704 ¦ 0.8208 ¦ 46.7841 ¦

¦ 28-62 ¦ 0.0517995 ¦ 0.0378718 ¦ 1.1415 ¦ 86.1333 ¦

¦ 62-85 ¦ 0.1249235 ¦ 0.1037978 ¦ 2.7530 ¦ 236.0716 ¦

¦ 85-105 ¦ 0.1846354 ¦ 0.1695199 ¦ 4.0689 ¦ 385.5463 ¦

¦ 105-140 ¦ 0.2653291 ¦ 0.2771994 ¦ 5.8472 ¦ 630.4462 ¦

¦ 140-180 ¦ 0.3074257 ¦ 0.3826042 ¦ 6.7749 ¦ 870.1729 ¦