1.6 Характеристика остатка и его применение

Показатели качества остатка (гудрона) принимаем согласно справочнику [1], и они приведены в таблице 7.

Выбор поточной схемы переработки нефти заключается в том, чтобы подобрать оптимальное количество технологических установок, обеспечивающих заданные показатели работы топливно-химического блока: глубину переработки нефти не менее 85% и выход сырья для нефтехимии не менее 5%.

Основой любого нефтеперерабатывающего завода является установка АВТ. При помощи этой установки получают газы С₃-С₄, нефтяные фракции нк-70 С, 70-180 С, 180-360 С, 360-500 С, 500-600 С и гудрон (>600 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 [2]. 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 направлена как компонент товарного бензина. На этой установке получаем высокооктановый компонент товарного бензина, также водородсодержащий газ, который направляем на установки изомеризации и гидроочистки. Получаемый ВСГ не может быть направлен сразу на установку гидрокрекинга, так как имеет недостаточное содержание водорода [3]. В связи с этим нужно предусмотреть установку концентрирования водорода. Для этого предусмотрена установка производства водорода методом паровой конверсии метана или углеводородного газа. Паровая конверсия является более предпочтительной, чем кислородная т.к. не требует специальной подготовки воздуха.

Фракцию 180-360 С разделим на две части и отправим на установки гидроочистки, одну с целью выработки ДТ с содержанием серы не более 0,2%масс., а вторую - не более 50ppm. Это позволит закрыть как внутренний рынок, для которого пока не требуется ДТ с низким содержанием серы, так и поставлять ДТ на европейский рынок, куда уже требуется экологически чистое ДТ [4,5].

Для обеспечения глубины переработки нефти фракцию 360-500 С отправляем на установку каталитического крекинга [6], а фракцию 500-600 С на установку гидрокрекинга. В связи с тем, что содержание серы во фракции 360-500 С равно 0,14%, а во фракции 500-600 С - 0,16% (таблица 6), то нет необходимости ставить установку гидроочистки вакуумного газойля, так как требования к катализаторам этих процессов допускают такое содержание серы [7]. Фракция ДТ (180-360С) с установки кат. крекинга направляется в товарное ДТ, для внутреннего рынка. Газы каталитического крекинга содержат значительное количество непредельных углеводородов и для их переработки необходимо предусмотреть АГФУ. На установке гидрокрекинга получается сероводород, который утилизируется на установке получения серной кислоты. Дизельное топливо и бензин, получаемые на установке, не содержат непредельных углеводородов и имеют низкое содержание серы, поэтому эти продукты отправляем на компаундирование. Остаток гидрокрекинга (>360С) используем как сырьё пиролиза.

В связи с тем, что выход гудрона равен 14,5% на нефть, то одну его часть отправим на установку висбрекинга, для выработки котельного топлива, а вторую - на битумную установку. Такая схема позволит заводу работать более гибко в течение календарного года, так как битум и котельное топливо являются сезонными продуктами. Летом, когда производится ремонт дорог, больше нужен битум, и основную массу гудрона будем отправлять на битумную установку, а зимой больше нужно котельное топливо, следовательно, больше гудрона на висбрекинг.

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, тяжелый газойль с установки гидрокрекинга, бензины-отгоны с установок гидроочистки, н-С₄ с алкилирования, н-C₃H₈ с установки получения ДИПЭ.

Для разделения газов С₁-С₄, которые образуются на установке каталитического крекинга 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 алкилирования, где получаем высокооктановый компонент бензина. Сероводород, образовавшийся на установках гидроочистки и сероводород, выходящий с установки АГФУ, объединяем и совместно отправляем на установку получения серной кислоты.

Поточная схема топливно-химического блока представлена в приложении А.

В результате принятия данной схемы получаем глубину переработки:

ГП=100%

где ГП - глубина переработки нефти, %;

GN - объем переработки нефти, т/год;

GK - объем производства товарного котельного топлива, т/год;

GC - объем собственного потребления котельного топлива (без учета сухого газа), т/год;

GB - объем безвозвратных потерь, т/год.

Объем производства товарного котельного топлива (с установок висбрекинга и гидрокрекинга) составляет 5% масс. на нефть.

Объем безвозвратных потерь принимаем 1,2% масс на нефть.

Таким образом, глубина переработки нефти составляет:

ГП= (100-5-1,2) =93,8% масс. на нефть.

Более точно глубину переработки нефти и выход сырья для нефтехимии определим после расчёта материального баланса НПЗ.

3. Выбор и обоснование технологической схемы проектируемой установки

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 3,5,8,9 и представлена в приложении Б.

Технологическая установка состоит из пяти блоков: подготовки сырья, печей, реактора, разделения полученных продуктов и регенерации моноэтаноламина.

Сырьем является прямогонная дизельная фракция с АВТ. Непредельные углеводороды в ней отсутствуют.

Блок подготовки сырья включает предварительный нагрев сырья отходящими потоками и продуктами реакции, что позволяет повысить температуру до 250-300С; 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 позволяет испарить сырьё и перевести его в паровую фазу, что снижает вероятность образования кокса в трубах печи и улучшает теплообмен в конвекционной камере и сырьевых теплообменниках. Газо-продуктовая смесь после выхода из реактора направляется в теплообменник Т-1 где охлаждается до температуры 290С более низкое охлаждение продуктовой смеси не целесообразно так как сырьё поступает в данный теплообменник при температуре 264С, а при более низком перепаде температур м/у теплоносителями теплообмен ухудшается (требуется увеличение площади теплообмена, растут затраты на теплообменное оборудование) по этим причинам устанавливаем воздушный холодильник ВХ-1, который охлаждает газо-продуктовую смесь до 210С.

Особенностью реакторного блока является выбор высокоэффективного катализатора. Это могут быть катализаторы фирмы "Axens" [10], дочерней компании Французского нефтяного института, или катализатор С448. "Axens" недавно разработала серию новых катализаторов для гидрогенизационных процессов. Это серия HR 400. Они обладают высокой активностью и стабильностью для производства ULSD. Катализатор С-448 позволяет использовать один реактор в отличие от традиционной схемы с двумя реакторами, вести процесс при более низком давлении 3,4МПа - против обычных 4-5МПа, кратность циркуляции ВСГ принимаем равной 250нм³/м³.

Для разделения продуктов реакции можно применять холодную или горячую сепарацию. Принимаем первый сепаратор "горячим" это позволяет снизить энергозатраты на охлаждение и конденсацию продуктов реакции.

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

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

4. Расчёт материального баланса установки

4.1 Исходные данные для расчёта

Производительность проектируемой установки 780 тыс. т/г. Сырьем является прямогонная дизельная фракция 180-360 С с установки АВТ с содержанием серы 0,8% масс. (см. таблицу 5). Состав сернистых соединений: сульфиды-40%; дисульфиды-10%; производные тиофена-40%; производные дибензотиофена-10%. Целевым продуктом установки является экологически чистое дизельное топливо с содержанием серы 0,005%масс. или 50ppm. Состав свежего ВСГ принят на основании данных 3 и приведён в таблице 8.

Таблица 8 - Состав свежего ВСГ

Компонент	Водород	Метан	Этан	Пропан	Бутан
Масс доля	0,29	0, 194	0,26	0,152	0,1
Мольная доля	0,85	0,07	0,05	0,02	0,01

Расчет проводим при помощи программы "Гидроочистка", составленной по заданию на курсовую работу по предмету "Применение ЭВМ в химической технологии", которая разработана на основе методики изложенной в [3].

4.2 Результаты расчёта программы "Гидроочистка"

Результаты расчёта представлены в таблице 10.

Таблица 9 - Материальный баланс установки гидроочистки ДТ

Наименование	%масс.	т/год
Взято
Сырьё	100,00000	780000
Водородсодержащий газ	0,7754	6048
в том числе 100% -ный водород	0, 2001	1561
Итого	100,7754	786048
Получено
Газ сухой	1,1053	8622
Сероводород	0,8553	6671
Бензин	1,50000	11700
Топливо дизельное очищенное	97,2877	758844
Потери	0,0271	211
Итого	100,7754	786048

5. Расчёт реакторного блока

5.1 Материальный баланс реактора гидроочистки

В реактор поступает сырьё, свежий ВСГ и циркулирующий ВСГ (ЦВСГ). Состав ЦВСГ принят на основе данных3 и представлен в таблице 9.

Таблица 10Состав циркулирующего ВСГ

Компонент	Водород	Метан	Этан	Пропан	Бутан
Масс доля	0,258	0,361	0,145	0,142	0,094
Мольная доля	0,8	0,14	0,03	0,02	0,01

Средняя молярная масса ЦВСГ М_ц равна

Расход циркулирующего ВСГ, % масс. на 100 кг сырья

,

где

=250 кратность циркуляции ВСГ, нм³/м³;

_с=825 плотность сырья, кг/м³;

кг

На основании данных таблицы 10 составляем материальный баланс реактора.

Таблица 11 - Материальный баланс реактора гидроочистки ДТ

Состав	%масс.	кг/ч
Пришло:
Сырьё	100,00000	95588
Свежий ВСГ	0,7754	741
Циркулирующий ВСГ	8,3874	8017
Итого:	109,1628	104346
Получено:
Газ сухой	1,1053	1055
Сероводород	0,8553	818
Бензинотгон	1,50000	1434
ДТ очищенное	97,2877	92996
Циркулирующий ВСГ	8,3874	8017
Потери	0,0271	26
Итого:	109,1628	104346

Принимаем параметры технологического режима в реакторе. На основе данных 3 температуру газовой смеси на входе в реактор принимаем равной 370С, давление 3,4 МПа, кратность циркуляции ВСГ 250нм³/м³, в качестве катализатора принимаем высокоактивный алюмокобальтмолибденовый катализатор С448 фирмы "Criterion".

5.2 Расчёт температуры газопродуктовой смеси на выходе из реактора

Тепло, выделяемое при гидрогенолизе сернистых соединений (на 100кг сырья) при заданной глубине обессеривания, составит

где q_Si - тепловые эффекты гидрогенолиза отдельных сероорганических соединений, кДж/кг из [3];

g_Si - количество разложенных сероорганических соединений.

Q_S=0,324*3500+0,081*5060+0,324*8700+0,081*9350=5120кДж

Среднюю теплоемкость ЦВСГ находим на основании данных по теплоёмкости отдельных компонентов 3.

=14,57кДж/ (кг*К), =3,35кДж/ (кг*К), =3,29кДж/ (кг*К)

=3,23кДж/ (кг*К), =3,18кДж/ (кг*К)

;

= =6,2кДж/ (кг*К)

Энтальпию паров сырья при атмосферном давлении находим по формуле

, кДж/кг

Поправку на давление находим по значениям приведённых температуры и давления.

По графику для определения критических температур и давлений нефтепродуктов 11 критическая температура паров равна Т_кр=723К, критическое давление Р_кр=1,76МПа. Приведенная температура равна

Приведённое давление равно

По графику 12

кДж/ (кмоль*К), отсюда

кДж/кг

Энтальпия сырья с поправкой на давление

кДж/кг

Теплоёмкость сырья с поправкой на давление

кДж/кг

Средняя теплоёмкость реакционной смеси

кДж/кг

Температура газо-продуктовой смеси на выходе из реактора

; С

Принимаем температуру на выходе из реактора 385,4С, при данной температуре остаточное содержание серы составляет 0,005% масс.

5.3 Расчёт количества катализатора в реакторе

Этот расчёт проводим по методике изложенной в [3].

Основным уравнением для расчета объема катализатора является уравнение

,

где r - скорость гидрогенолиза сернистых соединений;

подача сырья в реактор, м³/ч;

dV элемент объёма реактора;

dS приращение содержания серы в продукте.

При интегрировании данного уравнения получаем

где n - порядок реакции (1<n<2);

k - константа скорости реакции.

Данное уравнение аналитически не решается, поскольку с увеличением глубины обессеривания температура процесса повышается, и значение k изменяется.

Используем для решения графоаналитический метод, который включает следующие этапы: определение температуры реакционной смеси при различных глубинах обессеривания; для соответствующих значений глубины обессеривания и температуры определение k, а затем r; построение кривой зависимости обратной скорости 1/r от остаточного содержания серы ?S в координатах 1/r?S; площадь под кривой в интервале от S₀ до S численно равна искомому интегралу; определение требуемого объема реактора V.

Для определения температуры реакционной смеси при различных глубинах обессеривания необходимо построить график в координатах t (C) S (%масс.). Теплоемкость реакционной смеси не изменяется, поэтому зависимость линейная, следовательно, для построения графика достаточно двух точек: при начальном содержании S=0,81%масс. температура 370С и при конечном содержании S=0,005%масс. температура 385,4С. График построен в программе MS Excel. Там же нашли линию тренда, которая позволит более точно определить значения температуры реакционной смеси t при различных глубинах обессеривания S. График приведен на рисунке 1.

Рисунок 1 - Зависимость температуры реакционной смеси t от остаточного содержания серы в ДТ S

Данные необходимые для расчета r (rскорость реакции обессеривания) и обратной скорости 1/r при различных глубинах обессеривания, приведены в таблице 12.

Таблица 12 - Данные для кинетического расчёта процесса обессеривания

Показатели	Содержание серы, %масс.
	0,81	0,5	0,1	0,05	0,01	0,005
Т, К	643,0	648,9	656,6	657,5	658,3	658,4
108е^ (-Е/RT)	356	399	461	470	476	477
k=k0e^ (-Е/RT)	16,44	18,43	21,31	21,69	22,00	22,04
S2	0,656100	0,250000	0,010000	0,002500	0,000100	0,000025
r=kS2	10,78409	4,60837	0,21307	0,05423	0,00220	0,00055
1/r	0,09	0,22	4,69	18,44	454,48	4814,69

Кинетические константы процесса: k₀=4,6210⁶; Е=67040кДж/моль.

На основании этих данных строим график в координатах 1/rS (рисунок 2).

Рисунок 2 - Зависимость обратной скорости реакции 1/r от остаточного содержания серы S в гидроочищаемой дизельной фракции

Так как площадь под кривой в интервале от S₀ до S численно равна искомому интегралу, то из рисунка 2 имеем

Требуемый объём катализатора в реакторе вычисляем по формуле:

м³

Объёмная скорость подачи равна

ч^-1

Насыпная плотность катализатора _н=640 кг/м³ 3.

Масса катализатора в реакторе

кг=71,3т

5.4 Определение геометрических размеров реактора

По рекомендациям принимаем соотношение высоты реактора к диаметру 2:1 или . Реактор цилиндрический с аксиальным вводом сырья.

Диаметр реактора равен

Высота слоя катализатора составляет

Таким образом, окончательно принимаем рассчитанные выше параметры процесса:

Ш температура входа газо-сырьевой смеси 370С

Ш температура выхода газо-продуктовой смеси 385,4С

Ш давление подачи сырья в реактор 3,4МПа

Ш кратность циркуляции ВСГ 250нм³/м³

Ш катализатор С448

Ш глубина обессеривания 99,38%

Ш объёмная скорость подачи сырья 1,04ч^-1

Ш масса катализатора в реакторе 71,3т

Ш концентрация водорода в свежем ВСГ 85%об.

Ш концентрация водорода в циркулирующем ВСГ 80%об.

Ш объём катализатора в реакторе 111,41м³

6. Расчёт сепараторов

Для отделения гидрогенизата от ВСГ на установке предусмотрена сепарация газо-продуктовой смеси. Схема работы сепараторов приведена на рисунке 3.

Рисунок 3 - Сепарация газо-продуктовой смеси С1 и С2 - сепараторы; Х1 - холодильник-конденсатор; FEED - газо-продуктовая смесь; LIQUID1 и 2 - сырьё колонны стабилизации; VSG - циркулирующий ВСГ.

6.1 Расчёт горячего сепаратора С-1

Так как принята схема горячей сепарации, то параметры первого горячего сепаратора высокого давления представляют собой такие значения: t=200°С и давление составляет р=1800кПа. Расчет производим с помощью программы "PRO II". Состав газо-продуктовой смеси принят на основании таблицы 11, состав циркулирующего ВСГ принят согласно таблицы 10. Исходные данные представлены в таблице 13.

Таблица 13 - Состав газо-продуктовой смеси

Продукты	кг/ч
Водород	2069
Сероводород	818
Метан	3008
Этан	1376
Пропан	1452
Бутан	1167
Бензин-отгон	1434
ДТ очищенное	92996
ИТОГО	104320

Результаты расчета представлены в таблицах 14 и 15.

Таблица 14 - Состав паровой фазы "GAS1" в сепараторе С-1

Компонент	кг/ч	%масс.	%об.
Водород	2053	15,48	76,13
Сероводород	776	5,85	1,70
Метан	2950	22,25	13,75
Этан	1320	9,96	3,28
Пропан	1350	10, 19	2,29
Бутан	1031	7,78	1,33
Бензин-отгон	717	5,41	0,48
ДТ очищенное	3059	23,08	1,04
ИТОГО	13256	100,00	100,00

Температура - 200°С

Давление - 1800кПа

Молярная масса - 9,91кг/кмоль

Энтальпия - 1230кДж/кг

Плотность - 4,51кг/м³

Таблица 15 - Состав жидкой фазы "LIQUID1" в сепараторе С-1

Компонент	кг/ч	%масс.	%об.
Водород	16	0,02	1,85
Сероводород	42	0,05	0,28
Метан	58	0,06	0,82
Этан	56	0,06	0,43
Пропан	102	0,11	0,53
Бутан	136	0,15	0,54
Бензин-отгон	717	0,79	1,48
ДТ очищенное	89937	98,76	94,07
Итого	91064	100,00	100,00

Температура - 200°С

Давление - 1800кПа

Молярная масса - 209,29кг/кмоль

Энтальпия - 428,9кДж/кг

Плотность - 819,9кг/м³

На основании расчетов определяем размеры первого сепаратора. Принимаем, что сепаратор горизонтальный. Отсюда по формуле:

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

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

U - 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 - плотность жидкости при данных условиях, кг/м³;

- плотность газа при данных условиях, кг/м³.

м/с

где G_п - расход паровой фазы, кг/ч.

м³/с

тогда м²

Принимаем длину сепаратора равной Н=3d13, стр.17. Тогда диаметр сепаратора будет равен:

м

Выбираем стандартную обечайку d=0,8м, тогда Н=2,4м.

6.2 Расчёт холодного сепаратора С-2

В сепараторе С-2 выделяется циркулирующий ВСГ. Параметры холодного сепаратора представляют собой такие значения: t=40°С и давление составляет р=1600кПа. Расчет производим с помощью программы "PRO II". Сырьём этого сепаратора является паровая фаза из С-1 (см. рис.3). Её состав принят на основании таблицы 14. Результаты расчета представлены в таблицах 16 и 17.

Таблица 16 - Состав паровой фазы "VSG" в сепараторе С-2

Компонент	кг/ч	%масс.	%об.
Водород	2052	27,81	80,16
Сероводород	592	8,02	1,37
Метан	2920	39,58	14,34
Этан	1128	15,30	2,95
Пропан	584	7,91	1,04
Бутан	102	1,38	0,14
Бензин-отгон	0	0	0
ДТ очищенное	0	0	0
Итого	7378	100,00	100,00

Температура - 40°С

Давление - 1600кПа

Молярная масса - 7,23кг/кмоль

Энтальпия - 664,7кДж/кг

Плотность - 4,44кг/м³

Таблица 17 - Состав жидкой фазы "LIQUID2" в сепараторе С-2

Компонент	кг/ч	%масс.	%об.
Водород	1	0,01	0,55
Сероводород	184	3,13	7,96
Метан	30	0,51	2,76
Этан	191	3,26	9,40
Пропан	767	13,04	25,67
Бутан	929	15,81	23,61
Бензин-отгон	717	12, 20	9,49
ДТ очищенное	3059	52,04	20,56
Итого	5878	100,00	100,00

Температура - 40°С

Давление - 1600кПа

Молярная масса - 173,08кг/кмоль

Энтальпия - 66,9кДж/кг

Плотность - 781,13кг/м³

На основании расчетов определяем размеры второго сепаратора. Принимаем, что сепаратор горизонтальный. Отсюда по формуле:

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

Допустимая скорость паров в свободном сечении сепаратора

, м/с

, м³/с, тогда м²

Принимаем длину сепаратора равной Н=3d13, стр.17. Тогда диаметр сепаратора будет равен:

, м

Выбираем стандартную обечайку d=0,6м, тогда Н=1,8м.

7. Расчёт блока стабилизации

Для колонны принимаем клапанные прямоточные тарелки: 10 в отгонной части и 12 в укрепляющей, кратность орошения 3:

1. Расход сырья 96942кг/ч (сырьём колонны является жидкая фаза "горячего" и "холодного" сепараторов). Расстояние между тарелками 500 мм.

Материальный баланс колонны приведен в таблице 18.

Таблица 18 - Материальный баланс колонны стабилизации

Продукт	кг/ч
Приход:
Жидкая фаза из горячего сепаратора	91064
Жидкая фаза из холодного сепаратора	5878
ИТОГО	96942
Расход:
Газ	2513
Бензин	1434
ДТ стабильное	92995
ИТОГО	96942

Доля отгона на входе в колонну должна составлять 8-10% масс. (из условия, что количество паровой фазы в зоне ввода сырья в 23 раза больше суммы всех дистиллятов). Расчет доли отгона по программе "Oil" представлен в приложении А. Расчёт доли отгона в ёмкости орошения представлен в приложении Б.

7.1 Расчёт температуры вверху колонны

Определяем температуру вверху колонны по уравнению изотермы паровой фазы. Принимаем давление вверху колонны 470 кПа и 420 кПа в емкости орошения:

Фракцию н. к. - 180°С, которая выходит сверху колонны, разбиваем на составляющие: 28-62°С, 62-85°С, 85-105°С, 105-140°С, 140-180°С.

Для того чтобы перевести массовые проценты в мольные необходимо определить средние молярные массы фракций [11]:

Пересчет массового состава в молярный осуществляем по формуле

Предварительно принимаем температуру верха колонны 175 С и по формуле Ашворта находим давление насыщенных паров каждой фракции при этой температуре [12]

где f (T) - функция температуры, при которой определяется давление насыщенных паров;

f (T₀) - функция средней температуры кипения фракции.

Константы фазового равновесия газов находим по номограмме в зависимости от температуры и давления [12].

Результаты расчета заносим в таблицу 19.

Таблица 19 - Результаты расчёта температуры верха колонны

Компонент	Расход, кг/ч	Масс. доля	Моляр. масса	Моль. доля	Средняя tкип	f (t)	Рнi	Кi	Уi/Кi
водород	18	0,004560	2,00	0,000118				82,5	1,43E-06
метан	88	0,022295	16,00	0,004629				59	7,85E-05
этан	247	0,062579	30,00	0,02436				20,5	0,001188
сероводород	226	0,057259	34,00	0,025261				18	0,001403
пропан	869	0,220167	44,00	0,125701				10,5	0,011972
бутан	1065	0,269825	58,00	0, 203069				6,2	0,032753
фр.28-62	143,4	0,036331	75,53	0,035605	45	7,34999	1537307	3,27087	0,01
фр 62-85	215,1	0,054497	87,68	0,061999	74	6,33906	892245	1,89839	0,03
фр 85-105	286,8	0,072663	97,53	0,091952	95	5,728382	585677	1,24612	0,07
фр 105-140	358,5	0,090828	112,03	0,132034	123	5,038567	322561	0,6863	0, 19
фр 140-180	430,2	0,108994	133,60	0,188948	160	4,296857	138132	0,2939	0,64
СУММА:	1,00

Принимаем температуру вверху колонны 175С

7.2 Расчёт температуры внизу колонны

Температуру внизу колонны находим аналогично, только по уравнению изотермы жидкой фазы

Фракцию 180-360°С, которая выходит снизу колонны, разбиваем на составляющие: 180-230°С, 230-270°С, 270-300°С, 300-330°С, 330-360°С.

Давление внизу колонны принимаем 470 кПа. Результаты расчёта представлены в таблице 20.

Таблица 20 - Результаты расчёта температуры внизу колонны

Компонент	Масс. доля	Моляр. масса	Моль. доля	Средняя tкип	f (t)	Рнi	Кi	Уi/Кi
фр.180-230	0,277	163,525	0, 209165	205	3,58762	1134515	2,41386	0,505
фр 230-270	0,222	197,500	0, 202463	250	3,031213	574135	1,22156	0,247
фр 270-300	0,167	226,725	0,17484	285	2,676652	321552	0,68415	0,120
фр 300-330	0,167	253,725	0, 195661	315	2,415252	188625	0,40133	0,079
фр 330-360	0,167	282,525	0,217871	345	2,185966	106957	0,22757	0,050
СУММА:	1,000

Принимаем температуру внизу колонны 350С

7.3 Расчет теплового баланса колонны

Расчет энтальпии сырьевого потока

Энтальпия парожидкосного потока сырья

,

где доля отгона сырья на входе в колонну (из приложения А равна 0,0836)

Относительная плотность паровой фазы равна:

,

где 83, 19кг/кмоль молярная масса паров (приложение А)

Энтальпия паровой фазы равна по формуле

917,8кДж/кг

Относительная плотность жидкой фазы равна:

где 199,71кг/кмоль - молярная масса жидкости (приложение А)

Энтальпия жидкой фазы равна по формуле

,

604,3кДж/кг; кДж/кг

Расчет энтальпии дистиллятного потока

Относительная плотность дистиллята:

730,6кДж/кг

Расчет энтальпии потока флегмы

,

где 82,8молярная масса жидкости (приложение Б)

86,4кДж/кг

Расчет энтальпии кубового остатка

Для кубового остатка

865,5кДж/кг

Расчет энтальпии горячей струи

Расчет молярных масс паровой и жидких фаз горячей струи выполнен по программе "Oil"; результаты расчета представлены в приложении В.

Температура однократного испарения равна 370С и доля отгона 0,925.

1141,3кДж/кг

934,0кДж/кг

1125,8кДж/кг

Результаты расчёта представлены в таблице 21.

Таблица 21 - Тепловые потоки колонны стабилизации ДТ

Поток	Расход, кг/ч	Температура потока, С	Энтальпия потока, кДж/кг	Тепловая мощность потока, кДж/ч
Приход
сырьё паровая фаза жидкая фаза	96942 8101 88841	260 260 260	630,5 917,8 604,3	61,12*106 7,43*106 53,69*106
горяч. струя паровая фаза жид. фаза		370 370 370	1125,8 1141,3 934,0
орошение	4302	40	86,4	0,37*106
Расход
дистиллят	3947	175	730,6	2,88*106
кубовый остаток	92995	350	86,5	80,46*106

Количество горячей струи определяется из уравнения теплового баланса:

,

где - тепловая мощность соответственно сырья, горячей струи, орошения, кубового остатка и дистиллята, кДж/ч.

Определение количество горячей струи:

, 19408кг/ч

Тепловой баланс колонны К-1 приведен в таблице 22.

Таблица 22 - Тепловой баланс колонны К-1

потоки	t, С	Q, ГДж/ч
приход: сырьё орошение горячая струя	260 40 370	61,12 0,37 21,85
итого:		83,34
расход: кубовый остаток дистиллят	350 175	80,46 2,88
итого:		83,34

7.4 Расчёт диаметра колонны

Диаметр колонны определяют в зависимости от максимального расхода паров и их допустимой скорости в свободном сечении колонны.

,

где t - температура в данном сечении, С;

G_i - расход паров в сечении, кг/ч;

М_i - молярная масса паров;

Р - давление в сечении, кПа.

Расход паров внизу колонны составит

м³/с

Расход паров в верху колонны составит

м³/с

Затем вычисляем диаметры верхней и нижней частей колонны. Для этого находим скорость паров в сечении колонны по уравнению:

,

где К - коэффициент, зависящий от расстояния между тарелками и условий ректификации;

абсолютная плотность соответственно паров и жидкости, кг/м³.

По графику находим К=540 [12].

Находим плотность паров по формуле:

,

где G_п - массовый расход паров, кг/с.

кг/м³ (для нижней части колонны)

кг/м³ (для верхней части колонны)

Плотность жидкости принимаем: _ж=620 кг/м³ (для верхней части колонны) и _ж=640 кг/м³ (для нижней части колонны)

Следовательно, скорость паров составит:

м/с (для нижней части колонны)

м/с (для верхней части колонны)

Диаметр колонны определяем по уравнению [11]:

м (для верхней части колонны)

м (для нижней части колонны)

Допустимая скорость жидкости в сливном кармане:

_сл=0,08*К_с*; _сл=16,7 см/с, где К_с=1, Н=70 мм

Площадь тарелки занятая сливным устройством 14:

S₂=G_ж/ (3600*_сл*_ж); S₂=1,06 м²

Диаметр нижней части колонны равен

d_уточн=1,13*; d=1,96м

Из стандартного ряда диаметров [12] выбираем диаметр 0,8 м и 2,0 м соответственно для верхней и нижней частей колонны.

7.5 Расчёт высоты колонны

Высоту от верхнего днища до первой ректификационной тарелки h₁ конструктивно принимаем равной Ѕ диаметра, т.е.0,4м. Высоты h₂ и h₃ определяем, исходя из числа тарелок в этой части колонны и расстояния между ними

м, м

Высоту h₄ - высота эвапорационной зоны берем из расчета расстояния между тремя тарелками [12].

м

Высоту h₅ принимаем равной 1,5м.

Высоту h₆ определяем, исходя из запаса остатка на 4 минуты. Объем вторичного сырья внизу составляет

м³

Площадь поперечного сечения колонны

м^2. Отсюда м

Высоту юбки h₇ принимаем равной 3м.

Общая высота колонны составит

м

8. Расчёт теплообменников подогрева сырья

Расчет теплообменника сырьёгазо-продуктовая смесь из реактора.

Определение температуры на выходе из теплообменника

Для определения температуры необходимо составить тепловой баланс теплообменника.

Из реактора продуктовая смесь выходит при температуре 385,4С в теплообменнике она охлаждается до температуры 200С. Сырьё поступает в теплообменник с температурой 30С. Расход газо-продуктовой смеси из реактора 104320кг/ч (таблица 11), расход сырья 95588кг/ч (таблица 11).

Энтальпии потоков рассчитаны по программе "PRO II".

Энтальпия газо-продуктовой смеси из реактора при 385,4С равна Н^прод_385,4=1255кДж/кг.

Энтальпия газо-продуктовой смеси из реактора при 200С равна Н^прод₂₀₀=531кДж/кг.

Энтальпия сырья при 30С равна Н^с₃₀=45кДж/кг.

Уравнение теплового баланса имеет вид: G_{г-п смесь}* (Н^прод_385,4-Н^прод₂₀₀) =G_с* (Н^с_t-Н^с₃₀), отсюда выразив Н^с_t имеем Н^с_t=835,14кДж/кг. Так как Н^с_t=, то выражая Т (решая квадратное уравнение) имеем: Т=593К (320С)

Определение среднего температурного напора в теплообменнике

Температурный напор при чистом противотоке равен 15: сырьё 30 320 газо-продуктовая смесь 385,3 200 ?t=355,5 ?t=120 ?t_ср=217С (среднее значение найдено логарифмическим методом).

Для определения поправочного коэффициента для смешанного тока в теплообменнике с одним ходом по межтрубному пространству и двумя ходами по трубам находим коэффициенты P и R15.

Р= (t₂-t₁) / (T₁-t₁) R= (T₁-T₂) / (t₂-t₁)

P=0,57 R=0,72

по графику ?t=0,84 16.

следовательно: ?t_ср=258С или 531К

Определение количества тепла передаваемого в теплообменнике:

Q=G_{г-п смесь}* (Н^прод_385,4-Н^прод₂₀₀); Q=75,5ГДж/кг

Коэффициент теплопередачи принимаем К=125Вт/ (м²*К)

Рассчитываем необходимую площадь теплообмена по формуле

F=Q/ (K*?t_ср) F=11374,8м²

Предварительно принимаем теплообменник кожухотрубчатый двухходовой, с диаметром кожуха D=1200мм, трубами 202мм, площадью сечения трубного пространства S_т=0,145м², межтрубного пространства S_мт=0,165м², F_{теполоб}=937м², длина труб 6м 15.

Средняя плотность потока, идущего по трубам (сырьё) при средней температуре (320+30) /2=175°С по графику 12 равна 665 кг/м³.

Плотность потока, идущего по межтрубному пространству равна 563 кг/м³

Тогда скорость движения потока в трубах равна

_т=G_c/ (s_т*); _т=0,85м/с

скорость потока в корпусе

_мт=G_{г-п смесь}/ (s_мт*); _мт=0,79м/с

Скорость потока удовлетворяет условиям теплопередачи.

Необходимое количество теплообменников:

n=F_общ/F_{теплобм.;} n=13шт.

9. Расчёт продуктовых холодильников

Как видно из технологической схемы, продуктовым холодильником дизельного топлива является аппарат воздушного охлаждения (АВО). Определим исходные данные для расчета: массовый расход дизельного топлива G_дт=92995кг/ч; температура на входе в АВО t_н=90°С, на выходе - t_к=40°С; плотность дизельного топлива ; начальная температура воздуха t₁ =25°С, конечная t₂=60°С; коэффициент теплопередачи для поверхности К=40Вт/ (м²К).

Тепловая нагрузка аппарата составляет

ГДж/ч

Энтальпию дизельного топлива при 90 и 40°С находим по [12].

Среднелогарифмическая разность температур охлаждаемого продукта и воздуха:

⁰С

Поверхность теплообмена холодильника находим по формуле

м²

Примем трехсекционный аппарат типа АВГ [16] с площадью поверхности одной секции теплообмена 1263м², длинной труб 8м и диаметром 0,042м, число труб - 172.

Необходимое количество аппаратов воздушного охлаждения:

n=3048/1263=3

Расход воздуха для одного аппарата (G_в) определяем из теплового баланса аппарата

,т.е.

Значения теплоемкости воздуха при температурах t₁ и t₂ находим по таблице [17].

кг/ч

Плотность воздуха равна

кг/м³

Объемный расход воздуха в 1 секунду:

м³/сек

Зная объем расходуемого воздуха, по каталогу подбираем вентилятор. В результате принимаем вентилятор с углом лопастей 30° и мощностью привода 25 кВт 16.

10. Расчёт полезной тепловой нагрузки трубчатой печи

Для расчета примем печь подогрева горечей струи в стабилизационной колонне. Исходные данные: расход 19408кг/ч, температура на входе в печь 350С, температура на выходе из печи 370С, доля отгона е=0,925.

Полезную тепловую нагрузку печи определяем по формуле [14]:

,

где G_с - расход сырья, кг/ч;

е - массовая доля отгона сырья на выходе из печи;

- энтальпия жидкой и паровой фаз сырья при температурах на входе (t₁) и выходе (t₂) из печи, кДж/ч.

Значения энтальпий берем из пункта 7.

кДж/кг

кДж/кг

кг/ч

Находим полезную тепловую нагрузку печи

1403кВт (1,4МВт)

11. Расчёт материального баланса установок и НПЗ в целом

11.1 Расчет материального баланса установки АВТ

Для расчета материального баланса всех установок и топливно-химического блока в целом принимаем количество рабочих суток в году с учетом ремонта равным 340. Расчет материального баланса установки АВТ производим на основании потенциального содержания фракций в нефти и согласно таблиц 3-7. Расход нефти принимается согласно заданию на курсовой проект 6млн т/г. Результаты расчета материального баланса установки АВТ представлен в таблице 23.

Таблица 23 - Материальный баланс установки АВТ-6

Продукты	% на сырьё	% на нефть	т/год	т/час
Пришло:
нефть	100,000	100,000000	6000000	735,2941
Получено:
газ	0,900	0,900000	54000	6,6176
нк-70°С	3,000	3,000000	180000	22,0588
70-180°С	12,400	12,400000	744000	91,1765
180-360°С	28,000	28,000000	1680000	205,8824
360-500°С	22,500	22,500000	1350000	165,4412
500-600°С	18,700	18,700000	1122000	137,5000
>600°С	14,500	14,500000	870000	106,6176
Итого	100,000	100,000000	6000000	735,2941

11.2 Расчет материального баланса установки изомеризации

Сырьем данной установки является фракция нк-70°С с установки АВТ и её расход принимается на основании таблицы 23. Расчет материального баланса установки изомеризации производим на основании данных [2], согласно которым расход 100 процентного водорода на реакцию составляет 0,25 процента массовых на сырье. Также по этим данным выход изомеризата составляет 98,5 процента. Результаты расчета материального баланса установки изомеризации представлен в таблице 24.

Таблица 24 - Материальный баланс установки изомеризации

Продукты	% на сырьё	% на нефть	т/год	т/час
Пришло:
нк-70°С	100,000	3,000000	180000	22,0588
водород	0,240	0,007200	432	0,0529
Итого	100,240	3,007200	180432	22,1118
Получено:
изомеризат	98, 200	2,946000	176760	21,6618
газы	2,040	0,061200	3672	0,4500
Итого	100,240	3,007200	180432	22,1118

11.3 Расчет материального баланса битумной установки

Сырьем битумной установки является гудрон (>600°С) с установки АВТ. Расчет производим на основании данных [9]. На установке получаем битум марки БНД-60/90. Результаты расчета материального баланса битумной установки представлены в таблице 25.

Таблица 25 - Материальный баланс битумной установки

Продукты	% на сырьё	% на нефть	т/год	т/час
Пришло:
гудрон	100,000	5,500000	330000	40,4412
кислород	0,500	0,027500	1650	0, 2022
Итого	100,500	5,527500	331650	40,6434
Получено:
битум	97,000	5,335000	320100	39,2279
газы	2,750	0,151250	9075	1,1121
чёрный соляр	0,750	0,041250	2475	0,3033
Итого	100,500	5,527500	331650	40,6434

11.4 Расчет материального баланса установки каталитического риформинга

Расчет материального баланса установки каталитического риформинга производим на основании кафедральной программы "Octan". Согласно пункту 2 сырьем установки является фракция 70-180°С с установки АВТ. Расход её принимаем из таблицы 23. Расчет материального баланса установки каталитического риформинга представлен в таблице 26.

Таблица 26 - Материальный баланс установки каталитического риформинга

Продукты	% на сырьё	% на нефть	т/год	т/час
Пришло:
70-180°С	100,000	12,400000	744000	91,1765
Получено:
С1-С2	2,700	0,334800	20088	2,4618
С3-С4	10,100	1,252400	75144	9, 2088
катализат	86,000	10,664000	639840	78,4118
(водород)	1, 200	0,148800	8928	1,0941
Итого	100,000	12,400000	744000	91,1765

11.5 Расчет материального баланса установки каталитического крекинга

Сырьем установки каталитического крекинга согласно поточной схеме является фракция 360-500°С с АВТ. Расчет был произведен с помощью кафедральной программы "FLUID". Результаты расчета приведены ниже.

Таблица 27 - Материальный баланс установки каталитического крекинга

Продукты	% на сырьё	% на нефть	т/год	т/час
Пришло:
360-500°С	100,000	22,500000	1350000	165,4412
Получено:
сухой газ	1,850	0,416250	24975	3,0607
пропан-пропилен	3,400	0,765000	45900	5,6250
бутан-бутилен	6,740	1,516500	90990	11,1507
бензин	53,530	12,044250	722655	88,5607
легкий газойль	17,440	3,924000	235440	28,8529
тяжёлый газойль	12,700	2,857500	171450	21,0110
кокс	4,340	0,976500	58590	7,1801
Итого	100,000	22,500000	1350000	165,4412

11.6 Расчет материального баланса установки гидрокрекинга

Сырьем установки гидрокрекинга согласно поточной схеме является фракция 500-600°С с АВТ. Расчет был произведен с помощью кафедральной программы "Npihydro". Результаты расчета приведены ниже.

Таблица 28 - Материальный баланс установки гидрокрекинга

Продукты	% на сырьё	% на нефть	т/год	т/час
Пришло:
500-600°C	100,000	18,700000	1122000	137,5000
Водород5	2,351	0,4396357	26378	3,2326
Итого	102,351	19,139637	1148378	140,7326
Получено:
С1-С2	2,564	0,479468	28768	3,5255
С3-С4	4,365	0,816255	48975	6,0019
бензин	58,122	10,868814	652129	79,9178
ДТ	19,121	3,575627	214538

Страница:

•  1 
•  2 

курсовая работа "Схема глубокой переработки нефти и установка гидроочистки" скачать

Подобные документы

• Расчет нефтехимического блока переработки нефти и установки гидроочистки

  Характеристика 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 07.11.2013
  

• Схема глубокой переработки нефти и каталитического крекинга

  Характеристика вакуумных дистилляторов и их применение. Выбор и обоснование поточной схемы глубокой переработки нефти. Расчет основных аппаратов (реактора, колонны разделения продуктов крекинга, емкости орошения) установки каталитического крекинга.
  
  курсовая работа [95,9 K], добавлен 07.11.2013
  

• Расчет материальных балансов процессов переработки танатарской нефти

  Разработка поточной схемы завода по переработке нефти. Физико-химическая характеристика сырья. Шифр танатарской нефти согласно технологической классификации. Характеристика бензиновых фракций. Принципы расчета материальных балансов, разработка программы.
  
  курсовая работа [290,6 K], добавлен 09.06.2014
  

• Материальные балансы технологических процессов НПЗ

  Кривая истинных температур кипения нефти и материальный баланс установки первичной переработки нефти. Потенциальное содержание фракций в Васильевской нефти. Характеристика бензина первичной переработки нефти, термического и каталитического крекинга.
  
  лабораторная работа [98,4 K], добавлен 14.11.2010
  

• Подготовка нефти к переработке. Стабилизация нефти

  Состав скважинной продукции. Принципиальная схема сбора и подготовки нефти на промысле. Содержание легких фракций в нефти до и после стабилизации. Принципиальные схемы одноступенчатой и двухколонной установок стабилизации нефти, особенности их работы.
  
  презентация [2,5 M], добавлен 26.06.2014
  

• Технология переработки нефти

  Поточная схема переработки нефти по топливному варианту. Назначение установок АВТ, их принципиальная схема, сырье и получаемая продукция. Гидрогенизационные процессы переработки нефтяных фракций. Вспомогательные производства нефтеперерабатывающего завода.
  
  отчет по практике [475,9 K], добавлен 22.08.2012
  

• Установка первичной переработки нефти (АВТ) мощностью 5 млн.т/год валанской нефти

  Характеристика нефти по ГОСТ Р 51858-2002 и способы ее переработки. Выбор и обоснование технологической схемы атмосферно-вакуумной трубчатой установки (АВТ). Расчет количества и состава паровой и жидкой фаз в емкости орошения отбензинивающей колонны.
  
  курсовая работа [1,3 M], добавлен 07.09.2012
  

• Варианты переработки нефти

  Общая характеристика нефти, определение потенциального содержания нефтепродуктов. Выбор и обоснование одного из вариантов переработки нефти, расчет материальных балансов технологических установок и товарного баланса нефтеперерабатывающего завода.
  
  курсовая работа [125,9 K], добавлен 12.05.2011
  

• Проект установки первичной переработки Тенгинской нефти

  Классификация нефтей и варианты переработки. Физико-химические свойства Тенгинской нефти и ее фракций, влияние основных параметров на процессы дистилляции, ректификации. Топливный вариант переработки нефти, технологические расчеты процесса и аппаратов.
  
  курсовая работа [416,8 K], добавлен 22.10.2011
  

• Установка атмосферно-вакуумных трубчатых установок для переработки ашировской нефти

  Характеристика перерабатываемой смеси. Построение кривых разгонки нефти. Выбор и обоснование технологической схемы установки. Технологический расчет основной атмосферной колонны. Расчет доли отгона сырья на входе и конденсатора воздушного охлаждения.
  
  курсовая работа [1,4 M], добавлен 18.09.2013
  

Другие документы, подобные "Схема глубокой переработки нефти и установка гидроочистки"

• главная
• рубрики
• по алфавиту
• вернуться в начало страницы
• вернуться к началу текста
• вернуться к подобным работам