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.

Рубрика Производство и технологии
Вид курсовая работа
Язык русский
Дата добавления 07.11.2013
Размер файла 95,9 K

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/

ВВЕДЕНИЕ

Нефть и нефтепродукты являются одной из основных движущих сил научно-технического прогресса, гарантией устойчивого развития цивилизации в ближайшие два-три десятилетия.

Бензиновый фонд наших НПЗ по сравнению с западными отличается большим количеством риформатов и прямогонных фракций, что обуславливает большое содержание ароматических углеводородов и серы, более низкое октановое число.

Происшедшие за последние десятилетия изменения требований к качеству и компонентному составу автомобильных бензинов и дизельных топлив обусловлены ростом мирового парка автомобилей - основных потребителей топлив /1/.

Важнейшими из всего многообразия проблем, стоящих перед современной нефтепереработкой нужно считать следующие:

- дальнейшее углубление переработки нефти,

повышение октановых чисел автобензинов,

снижение энергоемкости производств за счет внедрения новейших достижений в области тепло- и массообмена, разработки более совершенных и интенсивных технологий глубокой безотходной и экологически безвредной переработки нефти и др.

Решение этих проблем предусматривает:

1.Совершенствование основных аппаратов установок АВТ, КК, КР, ГО и др.

контактных устройств ректификационных колонн, от эффективности работы которых зависят материальные, энергетические и трудовые затраты, качество нефтепродуктов и глубина переработки нефти и т.д.;

конденсационно-вакуумсоздающих систем (КВС) промышленных вакуумных колонн;

В практике фракционирования остатков атмосферной перегонки, наметилась тенденция к использованию вместо традиционных пароэжекторных вакуумных систем (ПЭВС) гидроциркуляционных (ГЦВС). Последние более сложные, но усложнение вакуумсоздающей системы и увеличение в связи с этим капитальных затрат оправдано явным преимуществом её эксплуатации.

В качестве рабочего тела в ГЦВЦ используется дизельное топливо, получаемое на самой установке. Отказ от использования ПЭВС, а, следовательно, от использования в качестве рабочего тела водяного пара приводит к снижению нагрузки на экологическую систему, за счёт сокращения сброса химически загрязненных вод.

Углубление вакуума, обеспечиваемое применением ГЦВЦ, даёт возможность снизить температуру потока питания вакуумной колонны при сохранении и даже увеличении доли отгона, т.е. уменьшить термическое разложение сырья в трубчатых печах /2/.

трубчатых печей и теплообменно-холодильного оборудования.

2. Совершенствование технологических схем. При выборе технологической схемы и режима установки необходимо руководствоваться потенциальным содержанием фракций.

3. Совершенствование схем и технологии вакуумной и глубоковакуумной перегонки мазута, то есть

уменьшение уноса жидкости в концентрационную секцию колонны (установка отбойников из сетки и организация вывода затемненного тяжелого газойля);

подбор эффективных контактирующих устройств для углубления вакуума.

Преимущества насадочных контактных устройств перед тарельчатыми заключается, прежде всего, в исключительно малом перепаде давления на одну ступень разделения. Среди них более предпочтительными являются регулярные насадки, так как они имеют регулярную структуру (заданную), и их гидравлические и массообменные характеристики более стабильны по сравнению с насыпными /3/.

Одним из подобных насадочных устройств является регулярная насадка «Кох-Глитч». Применение этой насадки в вакуумных колоннах позволило уменьшить наложение фракций, а также снизить расход водяного пара в куб колоны.

В 2005 году в США и Западной Европе будут введены более жесткие ограничения на содержание ароматических углеводородов и серы в товарных бензинах, что создаст дополнительные трудности для производства высококачественных бензинов. Для производства реформулированных бензинов нужно увеличивать мощность процессов изомеризации, алкилирования и получения оксигенатов, уменьшив, таким образом, содержание компонентов каталитического риформинга в общем бензиновом фонде.

Более того, усилия специалистов мира сегодня направлены на создание новых катализаторов каталитического риформинга, способных обеспечить минимальное содержание бензола в бензиновой фракции /4/.

Получение товарного дизельного топлива с новыми показателями качества возможно с помощью процесса гидрокрекинга. Для снижения содержания серы и ароматики в прямогонных и вторичных компонентах дизельных топлив может быть предложен ряд технологий, позволяющих углубить реакции гидрирования вышеперечисленных соединений, а также улучшить низкотемпературные свойства топлив посредством каталитической депарафинизации /5/.

На сегодняшний день нефтеперерабатывающая промышленность имеет значительные возможности снижения энергозатрат. Одна из них - использование вторичной тепловой энергии. Около 50 % затрат на производство нефтепродуктов составляют энергозатраты. Среди оборудования НПЗ наибольшее количество энергии потребляют технологические печи (50% общей потребляемой тепловой энергии). Таким образом, рост эффективности этого оборудования способствует экономии энергии и уменьшению загрязнения окружающей среды.

Кроме того, НПЗ имеет значительные ресурсы для самообеспечения электроэнергией, технологическим паром и горячей водой. Стратегия энергосбережения и обеспечения энергоносителями должна разрабатываться на базе современных энергетических технологий, предусматривающих утилизацию вторичных энергоресурсов и отходов переработки нефти, повышение эффективности технологических печей.

Для этого необходимо рационально организовать работу наиболее мощных печей основных технологических установок: АВТ, КР, ГО и др. /6/.

Снижение энергопотребления это не только техническая или экономическая задача, но и успешное решение экологической проблемы, уменьшение вредных выбросов в окружающую среду, сохранение здоровья людей /7/.

Коррозия оборудования - еще одна не менее важная проблема. Наличие в поступающей на переработку нефти хлоридов (как неорганических, так и органических) и соединений серы приводит вследствие их гидролиза и крекинга при прямой перегонки нефти к коррозии оборудования, главным образом конденсаторов и холодильников /8/. Имеющиеся ингибиторы коррозии не универсальны, поскольку у них есть ряд недостатков (неприятный запах, являются высокотоксичными соединениями и достаточно дорогими продуктами). Однако в настоящее время разработан новый ингибитор коррозии - водный раствор полигексаметиленгуанидингидрата (ПГМГ Н2О). Этот ингибитор не имеет вышеперечисленных недостатков /9/.

Только с подъемом нефтеперерабатывающей промышленности нефтяной комплекс обретет необходимую устойчивость и сможет стать одной из ведущих наукоемких отраслей отечественной экономики, конечно, все вышеперечисленные проблемы нельзя решить без рычагов государственного регулирования /4/.

1. ХАРАКТЕРИСТИКА НЕФТИ, ФРАКЦИЙ И ИХ ПРИМЕНЕНИЕ

1.1 Характеристика нефти

Выбор технологической схемы переработки нефти в большой степени зависит от её качества. Данные о Ольховской нефти, взяты в справочной литературе. Показатели качества нефти представлены в таблицах.

Таблица 1.1-Показатели качества Ольховской нефти

Показатели

Единицы измерения

Значение показателя

Плотность нефти при 200С

кг/м3

802,2

Содержание в нефти:

Хлористых солей

Воды

Серы

Парафина

Фракции до 3600С

Фракции 360-5000С

мг/л

% мас.

% мас.

% мас.

% мас.

% мас.

62,0

0,54

0,6

4,18

68,8

20,9

Плотность гудрона (остатка) при 200С (фр.>5000С)

кг/м3

925,6

Вязкость нефти:

при t=200С

при t=500С

мм2/с

мм2/с

5,83

3,05

Выход суммы базовых масел с

ИВ ?90 и температурой застывания ? -150С

% мас

12,4

Таблица 1.2-Потенциальное содержание фракций в Ольховской нефти

Номер компонента

Компоненты, фракции

Массовая доля компонента в смеси хi

1

Н2

0,000000

2

СН4

0,000000

3

С2Н6

0,000252

4

С2Н4

0,000000

5

Н2S

0,000000

6

?С3

0,009936

7

?С4

0,025812

8

28-620С

0,060000

9

62-850С

0,044000

Номер компонента

Компоненты, фракции

Массовая доля компонента в смеси хi

10

85-1050С

0,040000

11

105-1400С

0,072000

12

140-1800С

0,085000

13

180-2100С

0,063000

14

210-3100С

0,199000

15

310-3600С

0,089000

16

360-4000С

0,062000

17

400-4500С

0,070000

18

450-5000С

0,077000

19

>5000С

0,103000

Итого:

1,000000

Таким образом, для достижения требуемой выработки светлых фракций (не менее 80 % мас.) в поточной схеме переработки нефти необходимо предусмотреть установки гидрокрекинга и каталитического крекинга. Также нужны соответствующие установки, чтобы выработать сырье для нефтехимии (не менее 6 % мас.).

1.2 Характеристика углеводородных газов

Углеводородные газы, выделенные из Ольховской нефти целесообразно разделять совместно с газами установок гидроочистки топлив и каталитического риформинга с целью получения сухого газа (С1 - С2), пропана, бутана и изобутана, или смеси пропана с бутанами.

Таблица 1.3 - Состав и выход газов на нефть

Компоненты

Выход на нефть, % мас.

Этан

3,6*0,007=0,0252

Пропан

3,6*0,276=0,9936

Бутан

3,6*0,577=2,0772

Изобутан

3,6*0,140=0,5040

Итого:

3,6

Ольховская нефть содержит в основном пропан и н-бутан, а также некоторое количество и-бутана и этана.

Содержание этана в рефлюксе: 0,0252*100/3,6=0,7%

Содержание пропана в рефлюксе:0,9936*100/3,6=27,6%

Смесь тяжелых газов можно получить в жидком состоянии в емкости орошения стабилизационной колонны в виде рефлюкса. Использовать его можно как товарный сжиженный газ, т.к. содержание этана в нем будет ниже нормы (>5%), направить на ГФУ или применять в качестве сырья для процесса пиролиза.

1.3 Характеристика бензиновых фракций

Бензиновые фракции являются сырьем для производства изомеризата, изопентана, бензола, толуола, ксилолов, бензина каталитического риформинга и газообразных олефинов.

Таблица 1.4 - Характеристика бензиновых фракций

Пределы кипения фракции, 0С

Выход на нефть, % мас.

Октановое число без ТЭС

Содержание, % мас.

изопарафины

парафины

серы

ароматических углеводородов

нафтеновых углеводородов

нк-70

7,6

68

37

42

0,03

-

21

70-120

9,6

60

30

28

0,05

8

34

120-180

12,9

50

34

26

0,1

15

25

70-180

22,5

-

32

27

0,08

12

29

Фракцию 70-1800С необходимо отправить на каталитический риформинг для повышения ОЧ или для получения ароматики.

Фракию нк-700С можно использовать как сырье для процесса изомеризации.

1.4 Характеристика дизельных фракций

Дизельные фракции применяются как компоненты товарных дизельных топлив и как сырье для процесса пиролиза.

Таблица 1.5 - Характеристика дизельных фракций

Пределы кипения, 0С

Выход на нефть, % мас.

Цетановое число

Содержание серы, % мас

Вязкость при 200С, мм2/с (сСт)

Температура, 0С

помутнения

застывания

180-240

12,0

52

0,34

2,2

-

-44

240- 360

23,1

61

0,48

5,49

-5

-13

180- 360

35,1

56

0,46

4,45

-6

-17

Эти фракции не отвечают требованиям стандарта по содержанию серы. Для доведения данного показателя качества до норм стандарта в схеме нужна установка гидроочистки дизельного топлива.

1.5 Характеристика вакуумных дистиллятов и их применение

Вакуумные дистилляты являются сырьем для производства топлив. Будем характеризовать свойства узких фракций, выкипающих условно в пределах 360-420 0С, 420-450 0С, 450-500 0С. Часть этих фракций можно применять как компоненты газотурбинного топлива, а другую часть как компоненты сырья каталитического крекинга или висбрекинга.

Таблица 1.6- Характеристика вакуумных дистиллятов

Пределы кипения, 0С

Выход на нефть, % мас.

Содержание серы, % мас

Плотность при 200С, кг/м3

Вязкость, мм2/с при

500С

1000С

360-420

9,2

0,91

889,7

20,90

5,09

420-450

4,0

0,93

902,0

55,00

10,00

450-500

7,7

0,98

913,7

67,80

13,5

360-500

20,9

0,94

897,5

24,73

5,68

Таким образом, фракция 360 - 5000С является сырьем для установок каталитического крекинга и гидрокрекинга.

1.7 Характеристика остатков и их применение

Нефтяные остатки, выкипающие при температуре выше 500 0С, следует рассматривать как компоненты котельных топлив и как сырье для таких процессов, как деасфальтизация с последующим гидрокрекингом, коксование, висбрекинг, процесс ART, гидроочистка, производство битума.

В схеме топливно-химического производства необходимо предусмотреть производство нефтяных битумов, используя современные технологии их получения из любого сырья.

Таблица 1.8 -Характеристика остатков

Показатель

Остатки, tнк 0С

>360

>500

Выход на нефть, % мас

31,2

10,3

Вязкость условная, 0ВУ

при 500С

при 800С

3,45

2,28

-

12,2

Плотность при 200С, кг/м3

907,9

925,6

Коксуемость, % мас

3,85

8,18

Содержание серы,%мас

0,89

1,36

Остатки из-за пониженной вязкости (0ВУ<16) могут быть применены в качестве котельного топлива без их переработки на установке висбрекинга.

2 ВЫБОР И ОБОСНОВАНИЕ ПОТОЧНОЙ СХЕМЫ ГЛУБОКОЙ ПЕРЕРАБОТКИ НЕФТИ

Выбор заключается в том, что необходимо подобрать минимальное количество технологических установок (процессов), обеспечивающих заданные глубину переработки нефти, выход продуктов для нефтехимического синтеза и высокое качество получаемых нефтепродуктов.

В настоящее время глубина переработки нефти определяется по уравнению /12/:

ГП = (GN - GK - GC - GB)*100% / GN

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.

Таким образом, для определения глубины переработки нефти нужно рассчитать по литературным данным выход компонентов котельного топлива на установках, которые входят в поточную схему переработки Ольховской нефти.

Для получения высокой глубины переработки Ольховской нефти в поточную схему топливно-химического блока НПЗ включаются установки каталитического крекинга и гидрокрекинга.

На современном этапе развития глубина переработки нефти должна быть на уровне 87 - 90 %, т.к. необходимо получать котельное топливо для печей НПЗ (~ 6% на нефть) и производства электроэнергии и тепла на ТЭЦ для нужд НПЗ (6-7 % на нефть).

При включении вышеуказанных установок в поточную схему переработки нефти выход компонентов котельного топлива (газойля) из Ольховской нефти составит /13/:

Vкт=1,12+2,65+(10,3-4)=10,07%мас;

где 1,12 и 2,65 - выход тяжелого газойля в процессах гидрокрекинга и каталитического крекинга соответственно, %мас на нефть;

10,3 - выход гудрона на нефть, % мас.;

4 - количество гудрона для производства битума на нефть, % мас.

Выход тяжелого котельного топлива (10,07 % на нефть) не обеспечивает производство котельного топлива для собственных нужд (12 - 13 % на нефть). Недостаток котельного топлива покрывается за счет применения в качестве топлива трубчатых печей НПЗ сухого газа, получаемого на установках НПЗ (1 - 3 % мас. на нефть), его количество определяется при расчете материального баланса установок и НПЗ в целом.

Таким образом, глубина переработки Ольховской нефти составляет:

100 - 10,07 = 89,93 %

При производстве котельного топлива в него вовлекается гудрон, при этом вязкость смеси (товарное котельное топливо) не должна превышать 0ВУ80 = 16 в соответствии с требованиями стандарта на котельное топливо.

При данной глубине переработки нефти (89,93 % мас.) обеспечивается повышенный выход топлив - автобензина, реактивного и дизельного топлива и их высокое качество за счет применения процессов гидроочистки, каталитического риформинга, изомеризации, каталитического крекинга, гидрокрекинга, алкилирования.

В качестве продуктов - сырья для нефтехимического синтеза на топливно-химическом блоке НПЗ получают низшие олефины (этилен, пропилен) и серную кислоту. Кроме того, в качестве сырья для производства нефтехимических продуктов, прежде всего для выработки сажи, можно рассматривать смолу процесса пиролиза (ТЖТ, ТСП).

Из гидростабильного бензина процесса пиролиза можно выделить фракцию С6 - С9 для производства индивидуальных ароматических углеводородов, но экономическая целесообразность этого выделения низкая, т.е. требуется двойное гидрирование этой фракции до подачи ее в блок экстракции установки каталитического риформинга. Кроме этого, в качестве сырья для нефтехимического синтеза из бензина процесса пиролиза можно выделять фракцию С9, которая служит сырьем для производства олифы.

Таким образом, в поточной схеме НПЗ следует предусмотреть установку пиролиза мощностью не менее 400 тыс. т/год по этилену. Современные трубчатые печи обеспечивают выход этилена из любого сырья на уровне 30 % на сырье /12/. Таким образом, для производства 400 тыс. т/год этилена необходимо получать на НПЗ 400 000/0,3 = 1335000 т/год сырья для процесса пиролиза. В качестве сырья процесса пиролиза применяются сжиженные газы (рефлюкс) с АВТ, каталитического риформинга и гидрокрекинга, рафинат, получаемый в процессе экстракции ароматических углеводородов из катализата установки катриформинга, и тяжелый газойль с установки гидрокрекинга (давление ?9500кПа). Выход сжиженного газа с установки АВТ составляет:

12 * 106 * 3,6 * 10-2 = 432000 т/год,

где 12 * 106 - производительность НПЗ по нефти, т/год;

3,6 - выход сжиженного газа (рефлюкса), % мас. на нефть.

На установке каталитического риформинга получаем рефлюкс, который также может служить сырьем для процесса пиролиза. Выход рефлюкса с КР составляет 264897т/год или 2,2%мас на нефть.

В качестве остального сырья для пиролиза применяем фракцию дизельного топлива с установки ГО ДТ в количестве 638103т/год или 5,3% мас на нефть.

Таким образом, для пиролиза на установках АВТ, гидроочистки дизельного топлива и катриформинга получается сырье в количестве :

638103+264897+432000=1335000т/год.

Этого количества сырья достаточно, чтобы обеспечить производство этилена на уровне 400 тыс. т/год. В итоге на установке пиролиза (ЭП - 400) получается этилен и пропилен в количестве:

1335000 * (0,3 + 0,15) = 600750 т/год или

600750 * 100 / 12 000 000 = 5,00 % на нефть,

где 0,3 и 0,15 - выход этилена и пропилена на сырье пиролиза соответственно.

Кроме того, производство продуктов для нефтехимического синтеза на НПЗ увеличивается за счет производства серной кислоты.

Выход сырья для нефтехимии определится более точно после составления материального баланса установок и НПЗ в целом.

Кроме вышеуказанных установок, обеспечивающих заданную глубину переработки нефти и выход продуктов нефтехимического синтеза, в поточную схему переработки включаются установка АГФУ для газов каткрекинга, установка производства ДИПЭ, установка алкилирования изобутана олефинами, установка производства серной кислоты и установка производства водорода.

3 ВЫБОР И ОБОСНОВАНИЕ ТЕХНОЛОГИЧЕСКОЙ СХЕМЫ УСТАНОВКИ КАТАЛИТИЧЕСКОГО КРЕКИНГА

В основу технологической схемы установки каталитического крекинга принята принципиальная технологическая схема аналогичной установки, приведенная в /28/ рис.4-1. Технологическая установка состоит из пяти блоков: подготовки сырья, реакторный блок, разделения получаемых продуктов, регенерация катализатора, регенерация тепла. В эту схему вносим следующие дополнения.

3.1 Блок подготовки сырья

Сырье каталитического крекинга должно обладать низкой коксуемостью (не более 0,2% мас.), т.е. содержать немного полициклических ароматических углеводородов и смолистых веществ, вызывающих быстрое закоксовывание катализатора. Кроме того, в сырье должно быть обеспечено низкое (не более 20 - 25 г/т) содержание металлов, способных отравлять катализатор. Зольность сырья крекинга обычно находится в пределах 0,006 - 0,007%мас. Использование сернистого сырья вызывает необходимость его гидроочистки. Последние проекты предусматривают оснащение установок каталитического крекинга блоком гидроочистки, в котором соединения серы удаляются в виде сероводорода, а также происходит общее облагораживание сырья - очистка от соединений азота и кислорода. Содержание серы в сырье после гидроочистки снижается до 0,1 - 0,3%мас /28/.

В результате гидроочистки снижается не только концентрация серы, азота и металлов в сырье, но и происходит обогащение углеводородов сырья водородом, что способствует увеличению выхода ценных продуктов /29/.

В сырье перед подачей в реактор, с целью улучшения его испаряемости, подается водяной пар. Испарение сырья должно проходить за доли секунды.

3.2 Реакторный блок

Наиболее перспективными процессами каталитического крекинга являются установки, в которых крекинг нефтяного сырья осуществляется в лифт - реакторе. Использование этих реакторов в совокупности с применением новых типов катализатора позволяет снизить время пребывания катализатора в реакционной зоне и содержание кокса на регенерированном катализаторе. В результате этого улучшается эксплуатация катализатора и достигается значительно больший выход целевых продуктов лучшего качества /29/.

В системе ввода в лифт-реактор сырье должно распыляться на мелкие быстро испаряющиеся капли, равномерно распределяясь по сечению лифт- реактора. При этом не должно быть обратного перемешивания катализатора. Необходимо использовать многосопловую систему впрыска сырья. Сопла должны располагаться по окружности наружной части лифт-реактора. Такая система уменьшает перемещение катализатора к стенкам и обратное перемешивание, существенно улучшает распыление сырья на мелкие капли. Для более лучшего контакта катализатора с сырьем и снижения газо- и коксообразования ввод сырья в лифт-реактор осуществляется на 6 - 10 м выше ввода катализатора, кроме этого, в сырье для его распыления подается водяной пар.

В реакторе после отделения продуктов реакции от катализатора последний попадает в зону десорбции, в которой под действием водяного пара из катализатора удаляются адсорбированные им углеводороды. Для улучшения эффективности десорбции необходимо использовать новые тарелки улучшенной конструкции с одновременным увеличением зоны десорбции /29/.

В качестве катализатора используется катализатор «Футура - 125», содержащий серопонижающую добавку. Данный катализатор, несмотря на ухудшение качества перерабатываемого сырья и рост содержания серы в нем, позволяет частично решить проблему снижения содержания серы в бензине каткрекинга /30/.

Для повышения надежности и эффективности работы системы пылеулавливания реактора необходимо установить высокоэффективные одноступенчатые циклоны с эрозионностойкой футеровкой внутренней поверхности. При применении данных циклонов существенно сокращается вторичный унос уловленного катализатора. При этом потери катализатора с продуктами из реактора заметно снижаются и не превышают 10 кг/ч. Эффективность пылеулавливания одноступенчатых циклонов реактора превышает 99,993% /31/.

Кроме этого, используется рециркуляция тяжелого газойля, т.к. он загрязняется частицами катализатора и в результате образуется шлам, при этом также увеличивается выход бензина.

3.3 Блок разделения получаемых продуктов

В колонне разделения продуктов каталитического крекинга необходимо заменить внутренние устройства на насадку и новые клапанные тарелки фирмы «Глитч». Для снятия тепла применяют три циркуляционных орошения. Продукты крекинга из реактора на входе в колону охлаждаются подачей тяжелого газойля. Фракции бензина и легкого газойля выводятся через отпарные колонны.

3.4 Блок регенерации катализатора

Значительное улучшение технико-экономических и экологических показателей работы установок каталитического крекинга достигается за счет внедрения катализаторов (промоторов) дожига СО в СО2, благодаря которым СО полностью переводят в регенераторе в СО2. Это позволяет снизить количество остаточного кокса на катализаторе до 0,02 - 0,03 % мас. В качестве промоторов дожига применяется соединение платины и палладия.

Снижение содержания кокса на регенерированном катализаторе достигается и при использовании высокоэффективного регенератора типа комбустор, который позволяет проводить выжиг кокса в быстротечном псевдоожиженном режиме при улучшенном контакте катализатора с воздухом. В результате этого увеличивается скорость выжига кокса и, как следствие, снижается уровень остаточного кокса на катализаторе. Работа данного аппарата характеризуется высокоэффективной конверсией СО в СО2. Все это позволяет существенно уменьшить объем катализатора, циркулирующего в реакторно-регенераторном блоке /29/.

Для уменьшения попадания SO2 и SO3 в дымовые газы применяют выносители, которые выносят их в виде сульфатов в реактор, где последние превращаются в Н2S. В качестве таких выносителей применяют оксиды магния, алюминия и др. металлов.

Охлаждение катализатора производится в выносных холодильниках.

3.5 Блок регенерации тепла

Схема теплообмена на установке должна обеспечивать подогрев сырья до температуры 300 0С. За счет оптимизации схемы теплообмена исключена из работы печь нагрева сырья, которая теперь используется только на период пуска установки.

На установке также имеется несколько котлов-утилизаторов, т.е. налажено производство водяного пара.

4. Расчет реактора установки каталитического крекинга.

4.1 Исходные данные

Для расчета лифт-реактора установки каталитического крекинга воспользуемся кафедральной программой FLUID для ЭВМ/13/.

На установку поступает гидроочищенное сырье: фракция 360-500С с установки гидроочистки вакуумного газойля в количестве 8,3%мас на нефть или 996000 тыс.т/г;

Установка работает 345 дней в году;

Относительная плотность сырья до гидроочистки -0,8975, после -0,8329;

Содержание серы в сырье до гидроочистки -0,95%мас, после -0,1%мас;

Расход водяного пара в напорный стояк реактора: 0,12%мас на сырье или 145кг/ч;

Расход рефлюкса в напорный стояк реактора: 0,24%мас на сырье или 290кг/ч;

Расход водяного пара в сырье реактора: 1900кг/ч;

Расход рециркулята из ректификационной колонны: 4600кг/ч;

Температура ввода в реактор: сырья-300С; рециркулята-300С; рефлюкса-100С; водяного пара-350С; катализатора-650С;

Температура начала реакций крекинга-525С;

Время пребывания сырья в реакторе-3 секунды;

Давление в напорном стояке реактора-250кПа;

Скорость паров на выходе из реактора-15м/с;

Активность катализатора-65%;

Насыпная плотность катализатора-750кг\м3.

Состав сырьевой смеси на входе в реактор представлен в таблице 4.1.

Таблица 4.1

Компонент (фракция)

Мас. доля компонента в сырье реактора

Мас. доля компонента в нефти

Фр.360-440С

0,57

4,76

Фр.440-500С

0,43

3,57

Итого:

1,00

8,33

В ходе расчета были получены результаты, представленные в таблице 4.2.

Таблица 4.2. - Результаты расчета реактора

Показатель

Единицы измерения

Значение

1

Температура продуктов на выходе из реактора

505,5

2

Содержание кокса в отработанном катализаторе

%мас.

0,608

3

Массовое отношение катализатор/сырье

-

6,9

4

Плотность суспензии в напорном стояке

кг/м3

545,6

5

Скорость суспензии в напорном стояке

м/с

1,27

6

Диаметр реактора

М

0,65

7

Общая высота реактора,

в т.ч. высота напорного стояка

высота зоны испарения сырья

М

м

м

28,45

3,24

3,00

Материальный баланс реактора представлен в таблицах 4.3. и 4.4.

Таблица 4.3.- Материальный баланс лифт-реактора - приход

Потоки

%мас на сырье

т/г

кг/ч

%мас на нефть

Сырье

100

996000

120290

8,30

Сухой газ

3,82

38088

4600

0,32

Рециркулят

0,24

2401

290

0,02

Рефлюкс

1,58

15732

1900

0,13

В.п. в сырье

0,12

1201

145

0,01

В.п. в кат провод

105,76

1053422

127225

8,78

Таблица 4.4. - Материальный баланс лифт-реактора - расход

Потоки

%мас на сырье

т/г

кг/ч

%мас на нефть

Сухой газ, в том числе:

2,14

21321

2575

0,180

H2S

0,353

3515

424,5

0,029

Н2

0,084

836

100,96

0,007

СН4

0,954

9501

1147,5

0,079

С2Н4

0,232

2310

278,98

0,019

С2Н6

0,518

5159

623,06

0,046

ППФ, в том числе:

3,94

39239

4739

0,330

С3Н6

2,245

22360

2701

0,186

С3Н8

1,695

16879

2038

0,144

ББф, в том числе:

7,82

77906

9409

0,650

С4Н8

4,489

44715

5400

0,373

С4Н10

3,331

33191

4009

0,277

Бензин

52,87

526632,8

63603

4,390

Легкий газойль

15,44

153776,2

18572

1,280

Тяжелый газойль

13,57

135204

16329

1,120

Кокс

4,21

41921

5063

0,350

Рециркулят

3,82

38088

4600

0,320

Рефлюкс

0,24

2401

290

0,020

В.п. в сырье

1,58

15732

1900

0,130

В.п. в кат провод

0,12

1201

145

0,010

Итого:

105,76

1053422

127225

8,780

5. РАСЧЕТ БЛОКА РАЗДЕЛЕНИЯ ПРОДУКТОВ КРЕКИНГА

5.1. Технологическая схема колоны

Технологическая схема работы колонны разделения продуктов каталитического крекинга представлена на рисунке 5.1.

Размещено на http://www.allbest.ru/

Рисунок 5.1 Схема колонны разделения продуктов крекинга

Исходные данные:

Сырьем фракционирующей колонны является продуктовый поток из реактора каталитического крекинга с температурой 500С (понижение температуры обусловлено потерей тепла в продуктопроводе); состав сырья представлен в результатах расчета реактора;

В колонне выделяются следующие фракции: газ С1-С4; легкий бензин нк-100С; бензин 100-180С; легкий газойль 180-360С (компонент дизельного топлива); тяжелый газойль 360-500С;

Число тарелок в колонне принимаем по литературным данным-40 шт (клапанные); фракцию 100-180С отбираем с 35-ой тарелки, а фракцию 180-360С с 23-ей тарелки//;

Кратность орошения вверху колонны равна 2;

Перепад давления на одной тарелке равен 0,5 кПа.

5.2 Расчет материального баланса колонны

Таблица 5.1 - Материальный баланс колонны

Продукты

% мас., на сырье

т/год

кг/ч

Взято:

Газо-продуктовый поток, в том числе:

-сухой газ

-пропан-пропиленовая фракция

-бутан-бутиленовая фракция

-бензин

-легкий газойль

-тяжелый газойль

-углеводородный газ

100,0

2,23

4,10

8,15

55,06

16,07

14,13

0,26

956480,0

21321,0

39239,0

77906,0

526632,8

153776,2

135204,0

2401,0

115517

2575

4739

9409

63603

18572

16329

290

Получено:

С1 - С4

нк - 1000С

100 - 1800С

180 - 3600С

> 3600С

14,73

23,67

31,38

16,07

14,13

140867,0

226419,0

300213,8

153776,2

135204,0

17013

27345

36258

18572

16329

Итого:

100,0

956480,0

115517

5.3 Расчет температурного режима фракционирующей колонны

5.3.1 Расчёт температуры верхней части колонны

Температура вверху колонны определяется по уравнению изотермы парового состояния:/4/

yi'/ki=1

где yi'-мольная доля i-компонента в смеси углеводородов, включая орошение;

ki - константа фазового равновесия i-компонента

Расчёт производился с применением программы “EXCEL” для ПЭВМ. Константы фазового равновесия найдены по уравнению:

ki= pнi/p

где pнi- давление насыщенных паров i-компонента углеводородной смеси при температуре в верху колонны, кПа;

p- общее давление в верху колонны, кПа;

Давления насыщенных паров нефтяных фракций найдены по формуле Ашворта:/12/

lg(pнi-3158)=7,6715-2,68*f(T)/f(T0)

где Т-температура в верху колонны, К;

Т0- температура кипения фракции при атмосферном давлении, К

f(T)- функция температуры Т, выражаемая уравнением:

f(T)=(1250/(Т2+108000 -307,6))-1

Функцию f(T0) определяют аналогично;

Давление насыщенных паров для газов найдены по формуле Вильсона:

Lg Pt=5,006+A*B

где

A=(Tкип-43)/(0,3091-0,00021*(Ткип-43))

В=1/(Ткип-43)-1/(Т-43)

Давление в точке ввода сырья в колонну - 250 кПа. Таким образом, давление в верху колонны:

250 - 0,5*40 = 230 кПа

Влиянием на температуру водорода можно пренебречь, так как его содержание в смеси невелико, а константа фазового равновесия имеет большое значение.

При температуре 85С и расчётном давлении получены результаты представленные в таблице 5.2

Таблица 5.2 - Расчёт температуры верхней части колонны

Компонент

Ткип, K

A

B

Pнас, кПа

K

М, кг/кмоль

G,кг/ч

N

yi'

yi' /Ki

H2

2

101,23

50,61

0,03889

H2S

212,8

620,9726

0,0027

4929,6002

21,4330444

34

450,64

13,25

0,01018

0,00048

СН4

111,4

232,0721

0,0114

45975,895

199,895198

16

1166,26

72,89

0,05600

0,00028

C2H4

169,5

447,7321

0,0047

13328,603

57,95045

28

290,23

10,37

0,00796

0,00014

С2Н6

184,5

506,4696

0,0039

9513,1343

41,3614537

30

656,71

21,89

0,01682

0,00041

C3H6

225,5

673,9913

0,0023

3635,8863

15,8082014

42

3051,58

72,66

0,05582

0,00353

С3Н8

231,1

697,7029

0,0021

3173,115

13,7961524

44

2446,29

55,60

0,04272

0,00310

C4H8

266,3

851,6172

0,0013

1311,3009

5,70130845

56

7263,43

129,70

0,09965

0,01748

н-С4Н10

272,7

880,5388

0,0012

1110,6744

4,82901905

58

5863,89

101,10

0,07768

0,01609

f(t0)

f(t)

28-72C

334

6,7655

6,0031

199,73208

0,86840034

76

33793,10

444,65

0,34163

0,39340

72-86C

347

6,3391

6,0031

139,16123

0,60504882

83

13973,16

168,35

0,12935

0,21378

86-100C

366

5,7828

6,0031

80,677045

0,35076976

97

15564,56

160,46

0,12328

0,35147

Сумма

84621,07

1301,53

1,00000

1,00015

5.3.2 Расчет температуры вывода боковых дистиллятов

Температура вывода боковых дистиллятов определяется по изотерме жидкой фазы:/4/

ki*xi'=1

где ki-константа фазового равновесия i-компонента на тарелке вывода при необходимой температуре;

xi' - мольная доля i-компонента в остатке;

Расчёт производился с применением программы “EXCEL” для ПЭВМ. Константы фазового равновесия найдены по уравнению:

ki= pнi/pп

где pнi- давление насыщенных паров i-компонента углеводородной смеси при температуре вывода, кПа;

pп- парциальное давление выводимой фракции в точке вывода, кПа;

Давления насыщенных паров компонентов найдены по формуле Ашворта:/12/

lg(pнi-3158)=7,6715-2,68*f(T)/f(T0)

где Т-температура внизу колонны, К;

Т0- температура кипения фракции при атмосферном давлении, К

f(T)- функция температуры Т, выражаемая уравнением:

f(T)=(1250/(Т2+108000 -307,6))-1

Функцию f(T0) определяют аналогично;

А) Расчет температура вывода фракции 100 - 180С

Данная фракция выводится с тридцать пятой тарелки колонны. Общее давление на тарелке вывода фракции равно:

Р = 240 - 0,5*35 = 232,5 кПа

Парциальное давление фракции равно:

Рп=0,3555*Р=0,3555*232,5=82,65 кПа

где 0,3555- мольная доля фракции 100-180С в смеси углеводородов;

Расчёт производился для температуры 132С. Результаты расчета сведены в таблицу 5.3.

Таблица 5.3 - Температура вывода фракции 100 - 180С

Фракция

t0,C

f(t0)

f(t)

Pнас, кПа

P, кПа

Ki

G,кг/ч

М, кг/кмоль

N,кмоль/ч

xi'

Ki*xi'

100-180

140

4,676751

4,83586

82,65

82,65

1,00

36258

130

278,9077

1,0000

1,0000

В) Расчет температура вывода фракции 180 - 360С

Данная фракция выводится с двадцать третьей тарелки. Общее давление на тарелке вывода фракции равно:

Р = 250-0,5*23 = 238,5 кПа

Парциальное давление фракции равно:

Рп=0,1016*Р=0,1016*238,5=24,23 кПа

где 0,1016- мольная доля фракции 180-360С в смеси углеводородов;

Расчёт производился для температуры 210С. Результаты расчета сведены в таблицу 5.4.

Таблица 5.4 - Температура вывода фракции 180 - 360С

Фракция

t0,C

f(t0)

f(t)

Pнас, кПа

P, кПа

Ki

G,кг/ч

М, кг/кмоль

N,кмоль/ч

xi'

Ki*xi'

180-360С

270

2,821416

3,52445

24,23

24,23

1,00

18572

233

79,7082

1,0000

1,0000

Температура вывода боковой фракции из отпарной колонны принимается на 5С ниже температуры вывода с тарелки основной колонны.

5.3.3 Расчёт температуры нижней части колонны

Температура внизу колонны определяется по изотерме жидкой фазы:/4/

ki*xi'=1

где ki-константа фазового равновесия i-компонента в остатке колонны при температуре внизу колонны;

xi' - мольная доля i-компонента в остатке;

Расчёт производился с применением программы “EXCEL” для ПЭВМ.

Константы фазового равновесия найдены по уравнению:

ki= pнi/p

где pнi- давление насыщенных паров i-компонента углеводородной смеси при температуре внизу колонны, кПа;

p- общее давление внизу колонны, кПа;

Давления насыщенных паров компонентов найдены по формуле Ашворта:/12/

lg(pнi-3158)=7,6715-2,68*f(T)/f(T0)

где Т-температура внизу колонны, К;

Т0- температура кипения фракции при атмосферном давлении, К

f(T)- функция температуры Т, выражаемая уравнением:

f(T)=(1250/(Т2+108000 -307,6))-1

Функцию f(T0) определяют аналогично;

Расчёт производился для температуры 483С и давления 250 кПа. Результаты расчета сведены в таблицу 5.5.

Таблица 5.5 - Температура в кубе колонны

Фракция

t0,C

f(t0)

f(t)

Pнас, кПа

P, кПа

Ki

xi'

Ki*xi'

360-500

430

1,668538

1,41893

250

250

1,00

1,0000

1,0000

5.4 Расчет теплового баланса ректификационной колонны

Схема работы колонны изображена на рисунке 5.2.

Рисунок 5.2. Схема работы колонны

Расчет теплового баланса колонны представим в виде таблицы 5.8., в которой на основе технологической схемы работы колонны представлены количества потоков, их температуры и энтальпии паров и жидкости (кДж/кг). При этом принимаем во внимание, что кратность орошения равна двум.

Тепло, вводимое в колонну:

С сырьем (продуктовым потоком), имеющим температуру 500°С; доля отгона равна:

Qc = Gc•Hп500

где Gc - расход сырья, кг/с;

Hп500 - энтальпия газопарового потока при 500°С.

Для расчета энтальпий нефтяных компонентов потока воспользуемся следующей формулой:

Нпt = (129,58 + 0,134•T+0,00059+T2)•(4-?15) - 308,99 , [кДж/кг]

где Т - температура, К.

Предварительно рассчитываем ?1515 выводимых фракций. Так как точный структурный состав фракций неизвестен, то приблизительно рассчитываем через среднюю молекулярную массу по формуле Крэга. Далее по вышеприведенной формуле находим энтальпию каждой фракции. Расчет представлен в таблице 5.6.

Таблица 5.6.- Расчет энтальпий нефтяных фракций при 500С

Фракция

М

1515

Xi'

Hi, кДж/кг

Hi*Xi',кДж/кг

Нк-100С*

57

0,5796

0,384

1693,10

650,15

100-180С

130

0,7683

0,314

1582,65

496,95

180-360С

233

0,8655

0,160

1525,76

244,12

360-500С

385

0,9237

0,142

1491,69

211,82

1,000

1603,04

*Плотность фракции нк-100С расчитана с учетом С1-С4.

Qс= Gc•Hп500=115517*1603,04/3600=51438,43кВт

С верхним орошением (температура 40°С):

Qор= Gор•H40ор, где Gор - расход орошения, кг/с. Расход орошения берем из материального баланса колонны:;

H40ор - энтальпия орошения (е=0).

Gор = 20131,5·2/3600=11,18 кг/с.

Энтальпию орошения (жидкой фазы) считаем по следующей формуле:

Htж=(1515)0,5*(0,0017Т+0,762Т-334,25)=86,51кДж/кг

1515- плотность фракции нк-100С без учета С1-С4, тогда

Qор= Gор•H40ор =11,18·86,51 = 967,18 кВт.

С квенчингом, имеющим температуру 200°С:

Qкв= Gкв•H200кв, кДж/кг

Чтобы узнать расход квенчинга, составим тепловой баланс между сырьевым потоком с температурой 500°С и потоком тяжелого газойля с температурой 200°С c тем расчетом, что холодный поток подается немного выше сырьевого потока и орошает его. При этом все фракции с температурой выкипания 360°С идут вверх колонны, а все остальное конденсируется и стекает вниз с температурой 483°С (температурой низа колонны).

Gс•(Нс500 - Hс483) = Gкв·( Hкв483 - Hкв200) или Gкв =(Gс*(Hс500 - Hс483)/ ( Hкв483 - Hкв200)

Энтальпию сырьевого потока при температуре 483°С определим аналогично вышеприведенному способу, только энтальпии конденсирующихся фракций считаем по формуле для жидкой фазы. Результаты расчета представленны в таблице 5.7.

Таблица 5.7.- Расчет энтальпий нефтяных фракций при 483С

Фракция

Xi'

Hi, кДж/кг

Hi*Xi',кДж/кг

Нк-100С

0,384

1631,20

626,38

100-180С

0,314

1524,06

478,55

180-360С

0,160

1468,93

235,03

360-500С

0,142

1267,42

179,97

Qс= Gс•Hс483=115517*(626,38+478,55+235,03+179,97)/3600=4872кВт;

Расчет энтальпии остатка при температурах 200°С и 483°С проводим по формуле для жидкой фазы.

Нкв483=1267,42; Нкв200=422;

Таким образом, количество подаваемого в колону квенчинга равно:

Gкв=115517*(1603,04-1520)/(1267,42-422)=11340кг/ч, что составляет 10% на сырье колонны.

Qкв=11340*422/3600=1329,3кВт.

Тепло, выводимое из колонны:

С парами верхнего нефтепродукта при температуре 85°С:

Qп = Gп•Нп85=84621*586,71/3600=13791,1кВт;

С боковыми дистиллятами:

1) с фракций 100-180С при температуре 132С. Энтальпию расчитываем для жидкой фазы:

Q100-180=G100-180*Н132=36258*287,81/3600=2898,73кВт;

2) с фракцией 180-360С при температуре 210С. Энтальпию расчитываем для жидкой фазы:

Q180-360=G180-360*H210=18572*461,59/3600=2381,29кВт;

С кубовым остатком, включая квенчинг, при температуре 483С. Энтальпию расчитываем для жидкой фазы:

Qк=(Gк+Gкв)*Н483=(16329+11340)*1267,42/3600=9741,18кВт.

Составляем тепловой баланс:

Qввод=Qс+Qор+Qкв=51438,43+967,18+1329,3=53734,91кВт;

Qвыв=Qп+Q100-180+Q180-360+Qк=13791,1+2898,73+2381,29+9741,18=28812,3кВт

Таким образом, разность между приходом и расходом теплоты в колонне равна:

?Q .= Qввод - Qвыв = 53734,91-28812,3=24922,61кВт,

Избыток тепла в колонне снимаем с помощью циркуляционных орошений.

Устанавливаем три орошения: верхнее для фракции 100-180°С,среднее для фракции 180-360°С, и нижнее циркуляционное орошение для фракции с плотностью 0,905 (отбираем с 12-ой снизу тарелки).

Принимаем, что верхнее циркуляционное орошение снимает 25% общего тепла, среднее-30%, нижнее-45%.

Верхнее орошение отбираем с 34-ой тарелки с температурой 137°С. Состав орошения принимаем равным составу фракции 100-180°С. Температуру ввода орошения обратно в колонну принимаем равной 45°С. Количество тепла, снимаемое ВЦО равно:

Q1=G1*(H137-H45);

Q1 = Q*0,25=24922,61*0,25=6230,65кВт;

Энтальпии фракции 100-180°С при 137°С и 45°С равны:

H137 = 288,64 кДж/кг;

H45 =90,58 кДж/кг;

Находим расход ВЦО:

G1=Q1/(Н137-Н45)=6230,65/(288,64-90,58)=31,46кг/с или 113256кг/ч.

Среднее орошение отбираем с 22-ой тарелки c температурой 215С. Состав орошения принимаем равным составу фракции 180-360С.Температуру ввода циркуляционного орошения обратно в колонну принимаем равной 100°С. Количество тепла, снимаемое орошением, равно:

?Q2 =G2*(H210-H100);

?Q2=Q*0,30=24922,61*0,30=7476,78кВт

Энтальпии фракции 180-360°С при 215°С и 100°С равны:

Н215=474,51кДж/кг;

Н100=199,74кДж/кг.

Определяем расход СЦО:

G2=?Q2/(H210-H100)=7476,78/(474,51-199,74)=27,28кг/с или 98208кг/ч.

Температуру вывода нижнего циркуляционного орошения с 12-ой тарелки принимаем равной 380°С(перепад температур на одной тарелке считаем 10С), а температуру ввода назад в колонну 200°С. Состав фракции орошения считаем приблизительно соответствующим плотности 0,905. Количество тепла, снимаемое НЦО равно:

?Q3 = ?Q - ?Q1 - ?Q2 =24922,61-6230,65-7476,78=11215,18 кВт.

?Q3=G3*(Н380-Н200);

Энтальпии при 320°С и 100°С равны:

Н380=932кДж/кг;

Н200=426,32кДж/кг.

Определяем расход НЦО:

G3=11215,18/(932-426,32)=19,7кг/с или 70971кг/ч.

Итоговый тепловой баланс представлен в таблице 5.8.

Таблица 5.8.- Тепловой баланс фракционирующей колонны

Поток

Температура, °С

Расход, кг/ч

Энтальпия, кДж/кг

Тепло потока, кВт

Приход

Продуктовый поток

500

115517

1603,04

51438,43

Острое орошение вверху колонны

40

40263

86,51

967,18

Квенчинг в сырье

200

11340

422

1329,3

ВЦО

45

113256

90,58

2849,64

СЦО

100

98208

199,74

5448,90

НЦО

200

70971

426,32

8398,50

Итого:

--

449555

--

70431,95

Расход

Пары, уходящие сверху колонны

85

8462185

586,71

13791,1

Фракция 100-180°С

132

36258

287,81

2898,73

Фракция 180-360°С

210

18572

461,59

2381,29

Остаток, уходящий снизу колонны

483

27669

1520,0

9741,18

ВЦО

137

113256

288,64

9080,61

СЦО

215

98208

474,51

12944,63

НЦО

380

70971

932,0

18360,4

Итого:

449555

--

69197,94

5.5 Расчет диаметра колонны

Для расчета диаметра ректификационной колонны необходимо определить объемный расход паров ( м3/ч ) в тех сечениях колонны где они образуются. Объемный максимальный расход паров образуется в точке ввода сырья в колонну.

Диаметр колонны можно определить по уравнению /21/:

D=1,128*(Vп*/Uл)0,5,

где Vп - объемный расход паров , м3/с;

Uл - допустимая линейная скорость паров, м/с.

5.5.1 Объемный расход паров /15/

Объемный расход паров определяем как отношение:

Vп=Gп/п

где Gп- массовый расход паров, кг/с;

п - плотность смеси, кг/м3.

Плотность смеси с учетом температуры и давления расчитываем по следующей формуле:

п=М*Р*Т0/Р0*Т*22,4

где Т,Р- температура и давление на входе в колонну,

М- молярная масса смеси , равная 118кг/кмоль

п=118*250*273/101,3*756*22,4=4,69кг/м3;

Vп=115517/4,69*3600=6,84м3/ч

5.5.2. Допустимая линейная скорость паров /15/

Vл= 0,305*К*((?ж - ?п)/ ?п)0,5/3600,

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

?ж , ?п - абсолютная плотность соответственно жидкости и паров, кг/м3. Плотность жидкости- плотность орошения(квенчинга).К=900/15/

Относительная плотность жидкости 0,9237(при 20С). Необходимо пересчитать плотность на расчетную температуру 483С:

483=20-(t-20);

=0,000607;

483=0,9237-0,000607*(483-20)=0,6427.

Таким образом, абсолютная плотность жидкости составляет 642,7кг/м3, тогда:

Vл= 0,305*900*((642,7 - 4,69)/ 4,69)0,5/3600=0,88 м/с

Соответственно диаметр колонны в месте ввода сырья равен:

D =1,128*(6,84/0,88)0,5=3,14 м

По ГОСТу принимаем диаметр 3,2 м.

5.6. Расчет высоты колоны

Высота колонны зависит от числа ректификационных тарелок в колонне, а также от расстояния между ними. Кроме того учитывают высоту пространства между верхней тарелкой и днищем аппарата, высоту слоя жидкости внизу колонны, расстояние между нижней тарелкой и слоем жидкости и высоту юбки /15/.

Высоту от верхнего днища до первой ректификационной тарелки h1 принимаем конструктивно равной 0,5D, т.е. 1,6м. Высоту h2 определяем исходя из того, что в колонне 40 тарелок и расстояние между ними равно 0,6м.

h2 = (n-1)•0,6 = 39•0,6 =23,4 м.

Высоту h3 принимаем равной 3,5м, т.к. необходимо обеспечить массо- и теплообмен между сырьем и рециркулятом (квенчингом).

Высоту h4 определяем, исходя из запаса остатка на 10мин. Плотность принимаем равной 780 кг/м3. Объем остатка внизу колонны равен:

Vo =Gо*10/о*60=27670*10/780*60=5,9м3

Размещено на http://www.allbest.ru/

Рисунок 5.3. Общая высота колонны.

Площадь поперечного сечения колонны:

F = 0,785•D2 = 0,785•10,24=8,04 м2 , отсюда

h4 = Vo/F=5,9/8,04=0,7 м.

Высоту юбки h5 принимаем из практических данных 4 м. Общая высота колонны составляет:

Н = h1+ h2+ h3+ h4+ h5 = 1,6+ 23,4 +3,5+0,7+4 = 33,2 м.

Расчет колонны заканчиваем.

6. РАСЧЕТ МОЩНОСТИ ПРИВОДА СЫРЬЕВОГО НАСОСА

Требуется подобрать насос для перекачки сырья установки каталитического крекинга через теплообменники, регулирующий клапан, расходную диафрагму и подачи его в реактор. Ниже на рисунке приведена схема работы насоса

Размещено на http://www.allbest.ru/

Размещено на http://www.allbest.ru/

Рисунок - Схема работы насоса

Полный напор, развиваемый насосом, определяем по формуле /19/:

Н =((р2-р1)/*g)+Нг+Нп

где р1, р2 - давления соответственно во всасывающем и нагнетательном трубопроводах, Па;

Нг - геометрическая высота подъема сырья, м;

Нп - суммарные потери напора, м.

Потерю давления на клапане принимаем равным 200 кПа, на диафрагме - 150 кПа. Давление во всасывающем трубопроводе р1 принимаем равным 3 атмосферам. Перепад давления в одном теплообменнике принимаем равным 0,3 атмосферы. Высота точки ввода сырья в реактор Нг - 3 м.

В соответствии с приведенными данными рассчитываем давление в нагнетательном трубопроводе:

р2 = (рр + n·0,3 + рд + рк)· k = (2,5 +0,3·3 +2 +1,5)·1,04 =7,176 атм.

Где рр - давление на входе в реактор, атм.;

n - количество теплообменников в линии нагрева сырья;

k - коэффициент, учитывающий суммарные потери давления в других местных сопротивлениях.

Сырье приходит из емкости с температурой 20°С. Плотность сырья при 20С равна 908кг/м3.

Полный напор, развиваемый насосом:

Н =((7,176-3)/908*9,81)*105+ 3 = 47,8 м

Полезная мощность, затрачиваемая на перекачивание сырья, определяется по формуле /19/:

Nп = ?·g•V•H

где V - объемный расход сырья, м3/с;

Nп = 908 ·9,81 ·(115517/3600*908)·49,8 =15623 Вт ? 15,6 кВт.

Для центробежного насоса средней производительности примем ? = ?п ?д ?н =0,65, тогда мощность, потребляемая насосом, равна:

Nдв = Nп/ ? =15,6/0,65 =24 кВт.

Подбираем по литературным данным центробежный насос, удовлетворяющий значениям производительности и напора /19/:

§ Марка насоса Х160/49/2;

§ Производительность Q = 4,5·10-2 м3/с;

§ Напор H =49 м;

§ Частота вращения вала n = 48,3 с-1;

§ КПД насоса ?н =0,75;

§ Тип электродвигателя АО2-91-2;

§ Мощность насоса N = 75 кВт.

7. РАСЧЕТ ЕМКОСТИ ОРОШЕНИЯ

Диаметр емкости орошения определяем, исходя из обьема поступающего в нее сырья. Сечение расчитываем по газовому потоку.

Допустимую скорость газового потока можно определить по формуле Обрядчикова и Хохрякова:

Uг=0,0334*(ж-п)0,5,

Где ж, п-плотность жидкости и пара при заданных условиях, кг/м3.

Плотность жидкости определяем по формуле Крэга:

1515=1,03*М/(44,29+М),

где М- молярная масса жидкости.

Молярные массы паровой и жидкой фаз были найдены при расчете доли отгона в емкости орошения с помощью программы “PETROL” (см.”Расчет материального баланса каталитического крекинга”).

Мж=78,89кг/кмоль, Мп=46,23кг/кмоль.

1515=1,03*78,89/(44,29+78,89)=0,6596;

Плотность жидкости при температуре в емкости орошения 40С находим по формуле:

440=420-*(40-20)=0,6596-0,000897*(40-20)=0,6416

Абсолютная плотность жидкости при 40С- 641,6кг/м3.

Плотность пара при температуре 40С и давлении 180кПа расчитываем по формуле:

п=М*Р*Т0/22,4*Р0*Т,

где Р0, Т0-нормальные температура и давление;

п=46,23*180*273/22,4*101,3*313=3,198кг/м3,

тогда:

Uг=0,0334*(641,6-3,198)0,5=0,84м/с.

Необходимое свободное сечение для газового потока:

Fг=Vг/Uг,

Где Vг-объмный расход газа,

Vг=G*е/,

Где G -массовый расход сырья емкости орошения, кг/с;

е- доля отгона паров в емкости (е=0,28632);

Vг=84621*0,28632/3,198*3600=2,1м3/с;

Тогда

Fг=2,1/0,84=2,5м2

Диаметр аппарата определяем по формуле:

D=(F/0,785)0,5=(2,5/0,785)0,5=1,78м.

По ГОСТ принимаем диаметр 1,8м.

Длину емкости орошения определяем, исходя из формулы:

F=D*H;

H=F/D=2,5/1,8=1,39м;

Принимаем длину емкости орошения 1,4м.

8. РАСЧЕТ МАТЕРИАЛЬНОГО БАЛАНСА УСТАНОВОК И НПЗ В ЦЕЛОМ

В данном разделе расчетно-пояснительной записки представлены расчеты материальных балансов установок, входящих в топливно-химический блок НПЗ.

8.1 Материальный баланс установки АВТ

Расчет выполнен по потенциальному содержанию фракций в Ольховской нефти. Результаты расчета сведены в таблицу 8.1.

Таблица 8.1 - Материальный баланс установки АВТ

Продукты

% мас., на нефть

т/год

кг/ч

Приход:

нефть

100

12000000

1449000

Итого:

100

12000000

1449000

Расход:

Углеводородный газ С1-С4

Бензин, в том числе:

- фракция нк-70С

Фракция 70-180С

фракция дизельного топлива

180-360С

фракция 360-500С

остаток 500С

3,6

7,6

22,5

35,1

20,9

10,3

432000

912000

2700000

4212000

2508000

1236000

52000

110000

326000

509000

303000

149000

Итого:

100

12000000

1449000

8.2 Материальный баланс установки гидроочистки вакуумного газойля.

На установку поступает вакуумный газойль установки АВТ (фракция 360-500°С) в количестве 20,9 %мас. на нефть. Содержание серы - 0,95 %мас. Количество удаляемой серы равно: ?S=0,95-0,1=0,85 %.

Выход гидроочищенного газойля Вго, %мас. на исходное сырье равен:

Вго = 100-Вб - Вг -?S = 100- 0,85-0,3·0,85 -0,85 =98,05 %мас.

Выход сероводорода и расход водорода на реакцию рассчитаны по следующему уравнению реакции с учетом содержания серы в сырье:

S + H2 = H2S

Выход H2S: 0,85*34/32 = 0,9 % мас. на сырье

Определим расход водорода на гидроочистку. Расход водорода на гидрогенолиз сероорганики находим по формуле:

Н1 = m• ?S

где Н1 - количество 100%-го водорода, %мас. на сырье;

?S - количество удаляемой при гидроочистке серы, %мас. 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. Сера, содержащаяся в вакуумном газойле, состоит в основном из тиофенов (65%) и сульфидов (35%) /11/. Значение m для сульфидов-0,125, тиофенов-0,25.

Н1=(0,35*0,125+0,65*0,25)*0,85=0,175%мас.

Расход водорода берем с избытком 60%:

Н2=1,6*Н1=1,6*0,175=0,28%мас.

Результаты расчета сведены в таблицу 8.2.

Таблица 8.2 - Материальный баланс установки гидроочистки вакуумного газойля

Продукты

% мас., на сырье

% мас., на нефть

т/год

кг/ч

Приход:

360 - 5000С

Н2

100

0,28

20,9

0,06

2508000

7025

303000

850

Итого:

100,28

20,96

2515025

303850

Расход:

Н2S

С1 - С4*

нк - 1800С

360 - 5500С

0,9

0,48

0,85

98,05

0,19

0,1

0,17

20,5

22572

12038

21318

2459097

2730

1450

2580

297090

Итого:

100,28

20,96

2515025

303850

*Механические потери водорода в балансе присоединены к сухому газу

8.3 Материальный баланс установки гидроочистки дизельного топлива

На установку поступает фракция дизельного топлива с установки АВТ в количестве 35,1%мас. на нефть. Плотность фракции 762,5кг/м3. Содержание серы во фракции - 0,46%мас, в том числе меркаптановой Sм=0,023%мас, сульфидной Sс=0,23%мас, дисульфидной Sд=0,046%мас, тиофеновой Sт=0,161%мас. Количество удаляемой серы равно: ?S=0,46-0.05=0,41%мас. Количества продуктов, получаемых на установке рассчитываем согласно методике, представленной в литературе /18/.

Выход гидроочищенного дизельного топлива Вд.т, %мас. на исходное сырье равен:

Вд.т = 100-Вб - Вг -?S

где Вб, Вг, ?S -- выходы бензина, газа и количество удаленной из сырья серы соответственно на сырье, %мас.


Подобные документы

  • Технологическая схема каталитического крекинга. Выбор и описание конструкции аппарата реактора для получения высокооктановых компонентов автобензинов из вакуумных газойлей. Количество катализатора и расход водяного пара. Параметры реактора и циклонов.

    курсовая работа [57,8 K], добавлен 24.04.2015

  • Описание технологической схемы установки каталитического крекинга Г-43-107 (в одном лифт-реакторе). Способы переработки нефтяных фракций. Устройство и принцип действия аппарата. Назначение реактора. Охрана окружающей среды на предприятиях нефтехимии.

    курсовая работа [2,3 M], добавлен 12.03.2015

  • Назначение и область применения установки каталитического крекинга. Процессы, протекающие при переработке нефти. Технологический и конструктивный расчет реактора. Монтаж, ремонт и техническая эксплуатация изделия. Выбор приборов и средств автоматизации.

    дипломная работа [875,8 K], добавлен 19.03.2015

  • 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

  • Характеристика нефти и ее основных фракций. Выбор поточной схемы глубокой переработки нефти. Расчет реакторного блока, сепараторов, блока стабилизации, теплообменников подогрева сырья. Материальный баланс установок. Охрана окружающей среды на установке.

    курсовая работа [446,7 K], добавлен 07.11.2013

  • Процесс каталитического крекинга гидроочищенного сырья, описание технологической схемы. Физико-химические свойства веществ, участвующих в процессе. Количество циркулирующего катализатора, расход водяного пара. Расчет и выбор вспомогательного оборудования.

    курсовая работа [58,0 K], добавлен 18.02.2013

  • Общая схема и этапы переработки нефти. Процесс атмосферно-вакуумной перегонки. Реакторный блок каталитического крекинга. Установка каталитического риформинга, ее назначение. Очистка и переработка нефти, этапы данного процесса, его автоматизация.

    презентация [6,1 M], добавлен 29.06.2015

Работы в архивах красиво оформлены согласно требованиям ВУЗов и содержат рисунки, диаграммы, формулы и т.д.
PPT, PPTX и PDF-файлы представлены только в архивах.
Рекомендуем скачать работу.