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

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

¦ CУMMA ¦ 1.0000 ¦ 1.0000 ¦ 22.0375 ¦ 2274.3420 ¦

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

Таблица 8.6 Состав паровой фазы

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

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

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

¦ Boдopoд ¦ 0.4301518 ¦ 0.0381814 ¦ 71.2433 ¦ 142.4867 ¦

¦ Meтaн ¦ 0.1956118 ¦ 0.1389040 ¦ 32.3979 ¦ 518.3671 ¦

¦ Этaн ¦ 0.1036785 ¦ 0.1380416 ¦ 17.1716 ¦ 515.1487 ¦

¦ H2S ¦ 0.0489928 ¦ 0.0739283 ¦ 8.1144 ¦ 275.8884 ¦

¦ Пpoпaн ¦ 0.0700422 ¦ 0.1336682 ¦ 11.6007 ¦ 498.8281 ¦

¦ Бутaн ¦ 0.0814354 ¦ 0.2060098 ¦ 13.4876 ¦ 768.7950 ¦

¦ 28-62 ¦ 0.0246935 ¦ 0.0826919 ¦ 4.0898 ¦ 308.5927 ¦

¦ 62-85 ¦ 0.0220735 ¦ 0.0840052 ¦ 3.6559 ¦ 313.4937 ¦

¦ 85-105 ¦ 0.0146384 ¦ 0.0615586 ¦ 2.4245 ¦ 229.7266 ¦

¦ 105-140 ¦ 0.0070543 ¦ 0.0337560 ¦ 1.1684 ¦ 125.9719 ¦

¦ 140-180 ¦ 0.0016236 ¦ 0.0092549 ¦ 0.2689 ¦ 34.5378 ¦

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

¦ CУMMA ¦ 1.0000 ¦ 1.0000 ¦ 165.6230 ¦ 3731.8367 ¦

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

Таблица 8.7 Исходная смесь

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

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

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

¦ Boдopoд ¦ 0.3800657 ¦ 0.0237500 ¦ 71.3234 ¦ 142.6467 ¦

¦ Meтaн ¦ 0.1730299 ¦ 0.0865000 ¦ 32.4709 ¦ 519.5344 ¦

¦ Этaн ¦ 0.0921973 ¦ 0.0864200 ¦ 17.3018 ¦ 519.0540 ¦

¦ H2S ¦ 0.0438382 ¦ 0.0465700 ¦ 8.2267 ¦ 279.7077 ¦

¦ Пpoпaн ¦ 0.0630732 ¦ 0.0847400 ¦ 11.8364 ¦ 508.9636 ¦

¦ Бутaн ¦ 0.0762462 ¦ 0.1357900 ¦ 14.3084 ¦ 815.5790 ¦

¦ 28-62 ¦ 0.0278767 ¦ 0.0657200 ¦ 5.2314 ¦ 394.7261 ¦

¦ 62-85 ¦ 0.0341516 ¦ 0.0915000 ¦ 6.4089 ¦ 549.5654 ¦

¦ 85-105 ¦ 0.0346018 ¦ 0.1024400 ¦ 6.4934 ¦ 615.2729 ¦

¦ 105-140 ¦ 0.0373844 ¦ 0.1259400 ¦ 7.0156 ¦ 756.4181 ¦

¦ 140-180 ¦ 0.0375350 ¦ 0.1506300 ¦ 7.0438 ¦ 904.7107 ¦

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

¦ CУMMA ¦ 1.000 ¦ 1.000 ¦ 187.6606 ¦ 6006.1787 ¦

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

Из расчета видно, что верхний продукт колонны в емкости орошения находится в парожидкостном состоянии. Следовательно, состав орошения, подаваемого наверх колонны, отличается от состава дистиллята, что необходимо учитывать в расчете температуры верха колонны. Расчет состава паров дистиллята с учетом орошения приведен в таблице 8.8.

Таблица 8.8 Состав паров дистиллята с учетом орошения.

Компонент	Мольный расход дистиллята, кмоль/час	Мольный расход орошения, кмоль/час	Мольный расход орошения с учетом кратности, кмоль/час	Суммарный расход паров, кмоль/час	Состав паров, мольн. доли
Водород	71,3234	0,08	0,4	71,7234	0,241
Метан	32,4709	0,073	0,365	32,8359	0,110
Этан	17,3018	0,1302	0,651	17,9528	0,060
H2S	8,2267	0,1123	0,5615	8,7882	0,029
Пропан	11,8364	0,2357	1,1785	13,0149	0,044
Бутан	14,3084	0,8208	4,104	18,4124	0,062
28-62	5,2314	1,1415	5,7075	10,9389	0,037
62-85	6,4089	2,753	13,765	20,1739	0,068
85-105	6,4934	4,0689	20,3445	26,8379	0,090
105-140	7,0156	5,8472	29,236	36,2516	0,122
140-180	7,0438	6,7749	33,8745	40,9183	0,137
Итого:	187,6607	22,0375	110,1875	297,8482	1,000

Температура вверху колонны определяется по уравнению изотермы паровой фазы [11]:

где у_i^/ - молярная доля i-компонента в смеси углеводородов, включая орошение;

k_i - константа фазового равновесия i-компонента определяется по формуле:

,

где p_i - давление насыщенных паров i-го компонента;

р - давление в колонне.

Давление насыщенных паров компонентов определим по формуле Ашворта:

где давление насыщенных паров при температуре Т, Па;

Т₀ - средняя температура кипения фракции при атмосферном давлении, К. Функция температур f(T) и f(T₀) выражается уравнением [11]

За температуру верха примем температуру, равную Т_верх = 131°С, f(T)=4,862303. Давление вверху колонны с учетом гидравлического сопротивления тарелок равно Р=220 кПа.

Расчет производится с помощью программы Excel, ход расчета представлен в виде таблицы 8.9.

Таблица 8.9 Расчет температуры верха колонны.

Компо-нент	Ткип, °С	f(T)	Pнас, Па	Y	K	Y/K
Водород	-252,8	56,72669	27658878	0,241	125,7222	0,001916925
Метан	-161,6	30,77651	17708064	0,11	80,4912	0,001366609
Этан	-90	17,06765	8094315	0,06	36,79234	0,001630774
H2S	46	7,311351	777988,4	0,029	3,536311	0,008200637
Пропан	-42	12,29219	4090101	0,044	18,59137	0,00236669
Бутан	-6	9,797992	2198673	0,062	9,993967	0,006203743
28-62°С	45	7,34999	794886,3	0,037	3,613119	0,010240459
62-85°С	73,5	6,354731	420897,9	0,068	1,913172	0,035543058
85-105°С	95	5,728382	252440,3	0,09	1,147456	0,0784344
105-140°С	122,5	5,049809	126471,8	0,122	0,574872	0,212221205
140-180°С	160	4,296857	46691,6	0,137	0,212235	0,645512234
Итого:	1		1,0003532

8.3 Расчет температуры внизу колонны

Температура внизу колонны определяется аналогично температуре вверху колонны по изотерме жидкой фазы [11]:

где k_i - константа фазового равновесия i-компонента в остатке колонны;

- молярная доля i-компонента в остатке.

Давление внизу колонны: р = 238 кПа.

За температуру низа примем температуру, равную Т_низ=287°С, f(T)=2,656623.

Расчет температуры внизу колонны приведен в таблице 8.10.

Таблица 8.10 Расчет температуры внизу колонны.

Компонент	Ткип, °С	f(T)	Pнас	Х	K	Х•K
85-105°С	195	3,730188	582341,4	0,2242	2,452997	0,549961888
105-140°С	260	2,923783	175497,4	0,5652	0,739248	0,417822853
140-180°С	335	2,259177	36272,71	0,2106	0,152792	0,032177893
Итого:	1		0,999962634

8.4 Тепловой баланс колонны

Уравнение теплового баланса:

Q_приход= Q_уход,

где Q_приход - приход теплоты, равен сумме теплоты, приходящей с сырьевым потоком, теплоты, вносимой орошением и горячей струей;

Q_уход - расход теплоты, равен сумме теплот, уходящих с верхним и нижним продуктами.

Теплота, вносимая сырьевым потоком:

Q₁=G_с • [e • H₂₅₀^п + (1-e) • H₂₅₀^ж] / 3600,

где G_c - расход сырья на входе в колонну, кг/ч;

е - доля отгона паровой фазы;

H₂₅₀^п и H₂₅₀^ж - энтальпии паровой и жидкой фаз при температуре ввода в колонну.

Q₁=(298208,39/3600) • [0,10 • 880,56+ (1-0,10) • 575,32]=50185,5 кВт.

Теплота, вносимая орошением:

Q₂=G_ор.• H₃₈^ж /3600,

где G_ор- расход орошения с учетом кратности, кг/ч;

H₃₈^ж - энтальпия орошения при температуре 40С

Q₂=(103,2 • 110,1875/3600) • 83,4= 263,4 кВт,

где 103,2 кг/кмоль - молярная масса орошения;

110,1875 кмоль/час - мольный расход орошения.

Теплота, уходящая с верхним продуктом:

Q_{ух 1}=(G_дист.+G_ор) • H₁₃₁^п/3600 ,

где G_дист - расход дистиллята, кг/ч;

H₁₃₁^п - энтальпия паровой фазы при температуре верха колонны;

Q_{ух 1}=(187,6607•32,0•690,1+110,1875•103,2•609,3)/3600=3075,8 кВт.

Теплота, уходящая с кубовым продуктом:

Q_{ух 3}=G_фр. • H₂₈₇^ж /3600,

где G_фр. - расход фракции 180-360С, кг/ч;

H₂₈₇^ж - энтальпия жидкой фазы при температуре куба колонны.

Q_{ух 3}= 292202,2• 680,1 / 3600 = 55201,9 кВт.

По дебалансу теплоты определяется количество тепла, поступающее с горячей струей:

Q_приход=50185,5+263,4=50448,9 кВт.

Q_уход=3075,8+55201,9 = 58277,7 кВт.

ДQ=58277,7 - 50448,9 = 7828,8 кВт.

Температуру ввода горячей струи в колонны принимаем равной t_вв=295°С.Энтальпии горячей струи:

H₂₈₇^ж=680,1 кДж/кг; H₂₉₅^п=940,1 кДж/кг.

Расход горячей струи:

G_ГС=3600•ДQ/(H₂₉₅^п-H₂₈₇^ж)=3600•7828,8/(940,1-680,1)=108398,8кг/час (или 37,1% на сырье колонны).

Тепловой баланс колонны представлен в таблице 8.11

Таблице 8.11 Тепловой баланс колонны

ПРИХОД	РАСХОД
Компонент	кВт	Компонент	кВт
Сырье	50185,5	Верхний продукт	3075,8
Орошение	263,4	Кубовый продукт (с учетом г. с.)	75680,2
Горячая струя	28307,1
Итого	78756,0	Итого	78756,0

8.5 Расчет диаметра колонны

Мольный расход паров в зоне ввода сырья:

N_в=318,8783 / 3600 = 0,089 кмоль/с.

Мольный расход паров вверху колонны:

N_верх=297,8482 / 3600 = 0,083 кмоль/с.

Мольный расход паров внизу колонны:

N_н=108398,8/ (199 • 3600) = 0,151 кмоль/с.

Объемный расход паров в зоне ввода сырья:

м³/с

Объемный расход паров внизу колонны:

м³/с

Объемный расход паров вверху колонны:

м³/с

Расчет диаметра колонны ниже зоны ввода сырья.

Допустимая линейная скорость в свободном сечении колонны рассчитывается по формуле Саундерса и Брауна [6]:

м/с.

где С=900-- коэффициент по [11];

кг/м³ - плотность паров в нижней части колонны;

=647,2 кг/м³ - средняя плотность жидкости в нижней части колонны при средней температуре в нижней части колонны t_ср=0,5•(250+287)=268,5°C.

=0,5 • (0,8293 + 0,8461)=0,8377;

=-5б-б?(268,5-20)=0,8377-0,00362-0,000752•248,5=0,6472

Площадь рабочего сечения тарелки:

S=V_п/w=2,953/0,6=4,92 м²

Диаметр колонны:

м

Ближайший стандартный диаметр: D=2600 мм.

Расчет диаметра колонны выше зоны ввода сырья.

Допустимая линейная скорость в свободном сечении колонны рассчитывается по формуле Саундерса и Брауна [6]:

м/с.

где С=900-- коэффициент по [11];

кг/м³ - плотность паров в верхней части колонны;

=633,7 кг/м³ - средняя плотность жидкости в верхней части колонны при средней температуре в верхней части колонны t_ср=0,5•(250+131)=190,5°C.

= 0,5 • (0,8293 + 0,7207) = 0,775;

=- 5б - б?(190,5 - 20) = 0,775 - 0,000805•(5 + 170,5) = 0,6337

Площадь рабочего сечения тарелки:

S=V_п/w=1,267/0,98=1,29 м²

Диаметр колонны: м

Ближайший стандартный диаметр: D=1400 мм.

8.6 Расчет высоты колонны

1.Высота колонны под тарелками:

Н₁=Н_т • (n_т - 1)=0,5 • 21=10,5 м,

где Н_т - расстояние между тарелками, м; n_т - число тарелок.

2.Высота верхней части колонны принимается равной (0,5…1)D, принимаю Н_в=1 м.

3.Высоту эвапорационного пространства в месте ввода сырья и конического перехода принимаем равной Н_э = 2 м.

4. Высота эвапорационного пространства внизу колонны Н_эн=1,5 м.

5. Высота куба колонны по практическим данным составляет 2 - 4 м. Принимаю: Н_к=3 м.

6. Высоту юбки принимаю равной Н_н=3 м.

Общая высота колонны: Н=10,5+1+2+1,5+3+3=21 м.

9. РАСЧЕТ ПОЛЕЗНОЙ ТЕПЛОВОЙ НАГРУЗКИ ПЕЧИ РЕАКТОРНОГО БЛОКА

В печи нагревается фракция ДТ и ВСГ. ДТ поступает в печь после теплообменников с температурой 320°С, а температура на выходе из печи 350°С. Расходы:

G_ДТ=299950 кг/ч;

G_ВСГ=52130 кг/ч.

Энтальпии ДТ:

=682,5 кДж/кг;

=870,1 кДж/кг.

Энтальпии ВСГ (принимаем температуру ВСГ на входе в печь 40°С):

=1925 кДж/кг;

=220 кДж/кг.

Количество теплоты Q_{пол,ВСГ}, затрачиваемой на нагрев ВСГ:

Q_{пол,ВСГ}= G_ВСГ•(-);

Q_{пол,ВСГ}= 52130•(1925-220)/3600=24689,3 кВт.

Количество теплоты Q_пол,ДТ, необходимой для нагрева ДТ от 320°С до 350°С:

Q_пол,ДТ= G_ДТ•(-);

Q_пол,ДТ=299950•(870,1-682,5)/3600=15630,7 кВт.

Суммарное количество теплоты:

Q_пол= Q_{пол,ВСГ}+ Q_пол,ДТ;

Q_пол=24689,3+15630,7=40320 кВт

Теплопроизводительность трубчатой печи (Q_т) определяется по уравнению [13]:

Qт= Q_пол./з,

где з - КПД печи, равное 0,85 [13].

Qт=40320/0,85=47435,3 кВт.

10. РАСЧЕТ МАТЕРИАЛЬНОГО БАЛАНСА УСТАНОВОК И ТОПЛИВНО-ХИМИЧЕСКОГО БЛОКА В ЦЕЛОМ

10.1 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 1.2-1.8. Расход нефти принимается согласно заданию на курсовой проект 8 млн т/г. Поскольку установить величину потерь для каждой установки сложно, то примем эту величину для всего блока равной 0,7 % масс. на нефть. Потери на остальных установках не будут учитываться. Тогда расход нефти будет: 8000000-8000000•0,007=7944000

Результаты расчета материального баланса установки АВТ представлен в таблице 10.1.

Таблица 10.1 Материальный баланс установки АВТ

Продукты	% масс. на нефть	т/г	т/ч
Приход: нефть сырая	100	7944000	973,53
Итого	100,00	7944000	973,53
Расход: сухой газ С1-С2 рефлюкс С3-С4 фракция нк.-70°С фракция 70-180°С фракция 180-360°С фракция 360-550°С гудрон (>550°С)	0,26 2,28 4,39 14,76 29,88 36,91 11,52	20654,4 181123,2 348741,6 1172534,4 2373667,2 2932130,4 915148,8	2,53 22,20 42,74 143,69 290,89 359,33 112,15
Итого	100,00	7944000	973,53

10.2 Расчет материального баланса установки изомеризации

Сырьем данной установки является фракция нк-70 °С с установки АВТ и ее расход принимается на основании таблицы 10.1. Расчет материального баланса установки изомеризации производим на основании данных [1], согласно которым расход 100 процентного водорода на реакцию составляет 0,25% массовых на сырье. Также по этим данным выход изомеризата составляет 98%. Результаты расчета материального баланса установки изомеризации представлен в таблице 10.2.

Таблица 10.2 Материальный баланс установки изомеризации

Продукты	% масс. на сырье	т/г	т/ч
Приход: фракция нк.-70°С ВСГ в том числе водород	100,00 0,85 0,25	348741,6 2965,65 871,9	42,74 0,36 0,11
Итого	100,85	351707,25	43,10
Расход: изомеризат С1-С4	98,00 2,85	341766,8 9940,45	41,88 1,22
Итого	100,85	351707,25	43,10

10.3 Расчет материального баланса битумной установки

Сырьем битумной установки является гудрон выше 550°С. Согласно пункту 2 на битумную установку направляем только часть гудрона, т. е. 450000 т/г гудрона. Расчет производим на основании данных [9]. На установке получаем битум марки БНД-60/90, [6]. Результаты расчета материального баланса битумной установки представлен в таблице 10.3.

Таблица 10.3 Материальный баланс битумной установки

Продукты	% масс. на сырье	т/г	т/ч
Приход: гудрон	100,00	450000	55,15
Итого	100,00	450000	55,15
Расход: битум газы окисления черный соляр	97,00 2,40 0,60	436500 10800 2700	53,49 1,33 0,33
Итого	100,00	450000	55,15

10.4 Расчет материального баланса установки art

Сырьем установки ART является гудрон выше 550°С, согласно поточной схеме в пункте 2. Так как из общего количества гудрона забираем 450000 т/г на битумную установку, то значит на установку ART поступает 465148,8 т/г гудрона.

Выходы продуктов в процессе ART рассчитываем по формулам [5]:

выход сероводорода, % масс.:

H₂S=0,12•SC;

выход сухого газа (С₁-С₂), % масс.:

GC=0,44•[6,4+(0,982-PC)•11,8];

выход сжиженного газа (С₃-С₄), % масс.:

GPL=0,56•[6,4+(0,982-PC)•11,8];

выход бензина (нк.-180°С), % масс.:

GB=100-H₂S-GC-GPL-LGO-HGO-K;

выход легкого газойля (180-360°С), % масс.:

LGO=0,23•[70+(0,982-PC)•11,4];

выход тяжелого газойля (>360°С), % масс.:

HGO=0,786•[70+(0,982-PC)•11,4];

выход кокса (сжигаемый), % масс.:

K=0,8•KK,

где SC - содержание серы в сырье, % масс.;

PC - относительная плотность сырья при 20°С;

KK - коксуемость сырья, % масс.

Содержание серы в полученных продуктах процесса ART составляет:

в бензине, % масс. SB?0,1•SC;

в легком газойле, % масс. SLG?0,3•SC;

в тяжелом газойле, % масс. SHG?SC,

Данные для расчета принимаем из таблицы 1.8:

PC=1,0594;

SC=4,46 % масс.;

KK=23,18 % масс.;

Получаем:

H₂S=0,12•4,46=0,535 % масс.;

GC=0,44•[6,4+(0,982-1,0594)•11,8]=2,414 % масс.;

GPL=0,56•[6,4+(0,982-1,0594)•11,8]=3,072 % масс.;

LGO=0,23•[70+(0,982-1,0594)•11,4]=15,893 % масс.;

HGO=0,786•[70+(0,982-1,0594)•11,4]=54,313 % масс.;

K=0,8•23,18=18,544 % масс.

GB=100-0,535-2,414-3,072-15,893-54,313-18,544=5,229 %масс.;

Содержание серы в полученных продуктах процесса ART составляет:

SB=0,1•4,46=0,446 % масс.;

SLG=0,3•4,46=1,338 % масс.;

SHG=4,46 % масс.

На основании полученных результатов составляем таблицу материального баланса установки ART.

Состав полученных у/в газов принимаем следующий:

H₂S 9% масс. на газ (0,54% масс. на сырье)

С₁-С₂ 39% масс. на газ (2,35% масс. на сырье)

С₃-С₄ 52% масс. на газ (3,14% масс. на сырье)

Таблица 10.4 Материальный баланс установки ART.

Продукты	% масс. на сырье	т/г	т/ч
Приход: гудрон	100,00	465148,8	57,00
Итого	100,00	465148,8	57,00
Расход: газы фракция нк.-70°С фракция 70-180°С фракция 180-360°С фракция >360°С потери (кокс)	6,03 1,45 3,78 15,89 54,31 18,54	28048,47 6744,66 17582,63 73912,14 252622,31 86238,59	3,44 0,83 2,15 9,06 30,95 10,57
Итого	100,00	465148,8	57,00

10.5 Расчет материального баланса установки каталитического риформинга

Согласно пункту 2 сырьем установки является фракции 70-180°С с установок АВТ и ART. Расчет материального баланса установки каталитического риформинга представлен в таблице 10.5. Получаемые фракции н.к.-70°С и 140-180°С используются как компонент товарного бензина.

Таблица 10.5 Материальный баланс установки каталитического риформинга

Продукты	% масс. на сырье	т/г	т/ч
Приход: фракция 70-180°С (с АВТ) фракция 70-180°С (с ART)	98,52 1,48	1172534,4 17582,63	143,69 2,15
Итого	100,00	1190117,03	145,84
Расход: фр. н.к.-70°С фр. 70-140°С фр. 140-180°С газы С1-С2 газы С3-С4 ВСГ	20,32 39,14 21,76 7,08 3,63 8,07	241831,78 465811,81 258969,46 84260,29 43201,25 96042,44	29,64 57,08 31,73 10,33 5,29 11,77
Итого	100,00	1190117,03	145,84

10.6 Материальный баланс установки гидроочистки дизельного топлива (фракция 180-360°с)

Гидроочистке подвергаются фракции 180-360°С с установки АВТ и ART. Материальный баланс представим в виде таблицы.

Таблица 10.6 Материальный баланс установки ГО ДТ.

Продукты	% масс. на сырье	т/г	т/ч
Приход: 180-360°С (с АВТ) 180-360°С (с АRТ) ВСГ в том числе: чистый Н2	96,98 3,02 1,27 0,37	2373667,2 73912,14 31084,26 9056,04	290,89 9,06 3,81 1,11
Итого	101,27	2478663,6	303,76
Расход: С1-С4 Н2S Бензин ДТ гидроочищеное Механические потери Н2	1,30 1,32 1,24 97,37 0,04	31818,54 32308,05 30349,98 2383208,00 979,03	3,90 3,96 3,72 292,06 0,12
Итого	101,27	2478663,6	303,76

10.7 Материальный баланс установки легкого гидрокрекинга

Сырьем установки легкого гидрокрекинга согласно поточной схеме являются фракция 360-550°С с АВТ в количестве 2932130,4 т/г. Материальный баланс представлен в таблице 10.7.

Таблица 10.7 Материальный баланс установки легкого гидрокрекинга

Продукты	% масс. на сырье	т/г	т/ч
Приход: фр. 360-550°С (с АВТ) ВСГ	100,00 1,00	2932130,4 29321,3	359,33 3,59
Итого	101,00	2961451,7	362,92
Расход: H2S газы С1-С2 газы С3-С4 бензин (н.к.-180°С) ДТ фракция >360°С	1,70 1,86 1,14 1,80 36,80 57,70	49846,2 54537,6 33426,3 52778,4 1079024,0 1691839,2	6,11 6,68 4,10 6,47 132,23 207,33
Итого	101,00	2961451,7	362,92

10.8 Расчет материального баланса установки каталитического крекинга

Сырьем установки каталитического крекинга согласно поточной схеме является тяжелый газойль с ЛГК и установки ART. Согласно таблице 10.7 выход фракции с ЛГК составляет 1691839,2 т/г, а с ART 252622,31 т/г.

Таблица 10.8 Материальный баланс установки каталитического крекинга

Продукты	% масс. на сырье	т/г	т/ч
Приход: фр. >360°С с ЛГК фр. >360°С с ART	87,01 12,99	1691839,2 252622,31	207,33 30,95
Итого	100,0	1944461,51	238,28
Расход: С1-С4 бензин ДТ котельное топливо потери (кокс)	21,2 40,7 21,1 12,0 5,0	412225,84 791395,83 410281,38 233335,38 97223,08	50,52 96,98 50,28 28,60 11,90
Итого	100,0	1944461,51	238,28

10.9 Расчет материального баланса установки АГФУ

На установку АГФУ, согласно поточной схеме НПЗ, поступают газы С₁-С₄ с установок каталитического крекинга и ART.

Таблица 10.9 Материальный баланс установки АГФУ

Продукты	% масс. на сырье	т/г	т/ч
Приход: С1-С4 с установки ART С1-С4 с установки каталитического крекинга	6,37 93,63	28048,47 412225,84	3,44 50,52
Итого	100,00	440274,31	53,96
Расход: H2S С1-С2 ? С3 ? С4 в том числе i-С4Н8 n-С4Н8 i-С4Н10 n-С4Н10	0,57 17,94 26,36 55,13 10,78 12,89 13,47 17,99	2509,56 78985,21 116056,31 242723,23 47461,57 56751,36 59304,95 79205,35	0,31 9,68 14,22 29,75 5,82 6,96 7,27 9,71
Итого	100,00	440274,31	53,96

10.10 Расчет материального баланса установки алкилирования

Процесс алкилирования происходит на основе взаимодействия между изобутаном и бутеном. В результате получается алкилат. Сырьем этой установки являются газы УС₄ с установки получения МТБЭ. Выходы газов в составе УС₄ принимаем на основании таблицы 10.11. Расчет материального баланса производим по химическому уравнению:

i-С₄Н₁₀ + С₄Н₈ > ? С₈Н₁₈

Результаты расчета материального баланса установки алкилирования приведены в таблице 10.10.

Таблица 10.10 Материальный баланс установки алкилирования

Продукты	% масс. на сырье	т/г	т/ч
Приход: ?С4 в том числе n-С4Н8 i-С4Н10 n-С4Н10	100,00 30,04 31,11 38,85	262260,12 78792,63 81579,46 101888,03	32,15 9,66 10,00 12,49
Итого	100,00	262260,12	32,15
Расход: n-С4Н10 алкилат	38,85 61,15	101888,03 160372,09	12,49 19,66
Итого	100,00	262260,12	32,15

10.11 Расчет материального баланса установки получения МТБЭ

Сырьем этой установки являются газы УС₄ с установки пиролиза. Выходы газов принимаем на основании таблицы 10.17. Расчет материального баланса производим по уравнению реакции:

i-С₄Н₈ + СН₃ОН > СН₃ОС(СН₃)₃

Результаты расчета материального баланса установки получения МТБЭ приведены в таблице 10.11.

Таблица 10.11 Материальный баланс установки получения МТБЭ

Продукты	% масс. на сырье	т/г	т/ч
Приход: ?С4 с АГФУ в том числе i-С4Н8 n-С4Н8 i-С4Н10 n-С4Н10 ?С4 с установки пиролиза в том числе i-С4Н8 n-С4Н8 i-С4Н10 n-С4Н10 метанол	65,45 12,80 15,30 15,99 21,36 23,90 5,83 5,94 6,01 6,12 10,65	242723,23 47461,57 56751,36 59304,95 79205,35 88631,56 21633,10 22041,27 22274,51 22682,68 39482,67	29,75 5,82 6,96 7,27 9,71 10,86 2,65 2,70 2,73 2,78 4,84
Итого	100,00	370837,46	45,45
Расход: ?С4 в том числе n-С4Н8 i-С4Н10 n-С4Н10 МТБЭ	70,72 21,25 22,00 27,48 29,28	262260,12 78792,63 81579,46 101888,03 108577,34	32,15 9,66 10,00 12,49 13,30
Итого	100,00	370837,46	45,45

10.12 расчет материального баланса установки экстракции суммарной ароматики

На установку направляется фракция 70-140°С с установки каталитического риформинга. Результаты расчета материального баланса приведены в таблице 10.12.

Таблица 10.12 Материальный баланс установки экстракции

Продукты	% масс. на сырье	т/г	т/ч
Приход: фр. 70-140°С	100,0	465811,81	57,08
Итого	100,0	465811,81	57,08
Расход: ?Ar рафинат	71,0 29,0	330726,39 135085,42	40,53 16,55
Итого	100,0	465811,81	57,08

10.13 Расчет материального баланса установки ректификации ароматических углеводородов

На установку подается экстракт (суммарная ароматика) с установки экстракции ароматических углеводородов. Результаты расчета материального баланса приведены в таблице 10.13.

Таблица 10.13 Материальный баланс установки ректификации ароматических углеводородов

Продукты	% масс. на сырье	т/г	т/ч
Приход: ?Ar	100,0	330726,39	40,53
Итого	100,0	330726,39	40,53
Расход: бензол толуол ?AС8 ?AС9	4,3 38,8 41,2 15,7	14221,24 128321,84 136259,27 51924,04	1,74 15,73 16,70 6,36
Итого	100,0	330726,39	40,53

10.14 Расчет материального баланса установки «таторей»

На установку подается толуол и ароматика С₉ с ректификации ароматических углеводородов. Расход сырья принимаем по табл. 10.13.

Таблица 10.14 Материальный баланс установки «Таторей»

Продукты	% масс. на сырье	т/г	т/ч
Приход: толуол ?AС9	71,2 28,8	128321,84 51924,04	15,73 6,36
Итого	100,0	180245,88	22,09
Расход: у/в газы бензол ?AС8	3,3 18,2 78,5	5948,11 32804,75 141493,02	0,73 4,02 17,34
Итого	100,0	180245,88	22,09

10.15 Расчет материального баланса блока получения товарного пара-ксилола

Блок получения товарного пара-ксилола состоит из установки изомеризации ароматических углеводородов С₈ (этилбензола и ксилолов) и установки непрерывной адсорбции пара-ксилола на цеолитах «Парекс». На установку подается ароматика С₈ с установок ректификации ароматических углеводородов и «Таторей». Расход сырья принимаем по таблицам 10.13 и 10.14. Результаты расчета материального баланса приведены в таблице 10.15.

Таблица 10.15 Материальный баланс блока получения товарного пара-ксилола

Продукты	% масс. на сырье	т/г	т/ч
Приход: ?AС8 с установки ректификации ароматических углеводородов ?AС8 с установки «Таторей»	49,06 50,94	136259,27 141493,02	16,70 17,34
Итого	100,00	277752,29	34,04
Расход: у/в газ пара-ксилол	4,90 95,10	13609,86 264142,43	1,67 32,37
Итого	100,00	277752,29	34,04

10.16 Расчет материального баланса установки получения ДИПЭ

Расчет материального баланса установки получения ДИПЭ производим по уравнению реакции. Процесс получения происходит на основе взаимодействия между пропиленом и водой. В результате получается ДИПЭ, высокооктановая присадка к бензинам. Сырьем этой установки, согласно поточной схеме НПЗ, являются газы УС₃ с установки АГФУ. Непрореагировавший С₃Н₈ выводим с установки. Расчет материального баланса производим по уравнению реакции

2С₃Н₆ + Н₂О > СН₃?СН?О?СН?СН₃

¦ ¦

СН₃ СН₃

Результаты расчета материального баланса установки получения ДИПЭ приведены в таблице 10.16.

Таблица 10.16 Материальный баланс установки получения ДИПЭ

Продукты	% масс. на сырье	т/г	т/ч
Приход: УС3 вода	90,32 9,68	116056,31 12434,60	14,22 1,52
Итого	100,00	128490,91	15,74
Расход: ДИПЭ С3Н8	54,84 45,16	70462,76 58028,15	8,63 7,11
Итого	100,00	128490,91	15,74

10.17 Расчет материального баланса установки пиролиза

Сырьем установки пиролиза, согласно п.2, являются газы С₃-С₄ с установок АВТ, гидрокрекинга, риформинга, бензин-отгон с установки гидроочистки, рафинат с установки экстракции ароматических углеводородов, н-С₄ с алкилирования, C₃H₈ с установки получения ДИПЭ.

Материальный баланс установки представлен в виде таблицы.

Таблица 10.17 Материальный баланс установки пиролиза

Продукты	% масс. на сырье	т/г	т/ч
Приход: С3-С4 с АВТ С3-С4 с установки гидрокрекинга С3-С4 с установки риформинга бензин-отгон рафинат C3H8 н-С4H10	31,06 5,73 7,41 5,20 23,17 9,95 17,47	181123,20 33426,30 43201,25 30349,98 135085,42 58028,15 101888,03	22,20 4,10 5,29 3,72 16,55 7,11 12,49
Итого	100,00	583102,33	71,46
Расход: ВМФ этилен пропилен ?С4 в том числе i-С4Н8 n-С4Н8 i-С4Н10 n-С4Н10 бензин ТСП потери (кокс)	18,70 35,15 15,05 15,20 3,71 3,78 3,82 3,89 11,85 4,0 0,05	109040,14 204960,47 87756,90 88631,55 21633,10 22041,27 22274,51 22682,68 69097,63 23324,09 291,55	13,36 25,12 10,75 10,86 2,65 2,70 2,73 2,78 8,47 2,86 0,04
Итого	100,00	583102,33	71,46

10.18 Расчет материального баланса установки производства серной кислоты

На установку получения серной кислоты, согласно поточной схеме НПЗ, направляется сероводород с установки гидроочистки дизельного топлива, с установки легкого гидрокрекинга и с установки АГФУ. По уравнению реакции рассчитывается необходимое количество кислорода.

Н₂S + 2О₂ > Н₂SO₄

Результаты расчета материального баланса установки получения серной кислоты приведены в таблице 10.18.

Таблица 10.18 Материальный баланс установки производства серной кислоты

Продукты	% масс. на сырье	т/г	т/ч
Приход: H2S в том числе: с установки гидроочистки ДТ с установки легкого гидрокрекинга с установки АГФУ кислород	13,24 20,42 1,03 65,31	84666,05 32308,05 49846,2 2511,80 159371,39	10,38 3,96 6,11 0,31 19,53
Итого	100,00	244037,44	29,91
Расход: серная кислота	100,00	244037,44	29,91
Итого	100,00	244037,44	29,91

10.19 Расчет материального баланса завода по водороду

ВСГ получаем на установке каталитического риформинга. ВСГ расходуется на установках изомеризации, гидроочистки ДТ и легкого гидрокрекинга.

Таблица 10.19 Материальный баланс завода по водороду

Продукты	% масс. на сырье	т/г	т/ч
Приход: ВСГ с риформинга в том числе Н2		96042,44 28236,48	11,77 3,46
Итого	100,00	96042,44	11,77
Расход: ВСГ на изомеризацию в том числе Н2 ВСГ на ГО ДТ в том числе Н2 ВСГ на ЛГК (95% масс.) 85% масс в том числе Н2		2965,65 871,9 31084,26 9056,04 29321,3 61992,53 18308,54	0,36 0,11 3,81 1,11 3,59 7,60 2,24
Итого	100,00	96042,44	11,77

10.20 Расчет материального баланса установки концентрирования водорода

Сырьем установки является ВСГ с установки каталитического риформинга.

Расчет материального баланса установки концентрирования водорода приведен в таблице 10.20.

Таблица 10.20 Материальный баланс установки концентрирования водорода

Продукты	% масс. на сырье	т/г	т/ч
Приход: ВСГ (85% масс. водорода) в том числе водород		61992,53 18308,54	7,60 2,24
Итого	100,00	61992,53	7,60
Расход: ВСГ (95% масс. водорода) в том числе водород у/в газы		29321,3 18308,54 32671,23	3,59 2,24 4,01
Итого	100,00	61992,53	7,60

10.21 Расчет материального баланса топливно-химического блока в целом

Расчет материального баланса топливно-химического блока в целом производим на основании таблиц 10.1-10.19.

Таблица 10.20 Материальный баланс топливно-химического блока в целом

Продукты	% масс. на нефть	т/г	т/ч
1	2	3	4
Приход: нефть сырая вода метанол кислород	99,30 0,16 0,49 1,99	7944000 12434,60 39482,67 159371,39	973,53 1,52 4,84 19,53
Итого	101,94	8155288,66	999,42
Расход: газы: газы окисления в топливную сеть	0,13 5,52	10800 441465,67	1,33 54,11
?	5,65	452265,67	55,44
бензин: изомеризат фракция н.к.-70°С (с ART) фракция н.к.-70°С (с риформинга) фракция 140-180°С (с риформинга) бензин (с ЛГК) бензин (с КК) бензин пиролиза алкилат МТБЭ ДИПЭ	4,28 0,08 3,02 3,24 0,66 9,89 0,86 2,00 1,36 0,88	341766,80 6744,66 241831,78 258969,46 52778,40 791395,83 69097,63 160372,09 108577,34 70462,76	41,88 0,83 29,64 31,73 6,47 96,98 8,47 19,66 13,30 8,63
?	26,27	2101996,75	257,59
ДТ: ДТ с гидроочистки ДТ с ЛГК ДТ с КК	29,79 13,49 5,13	2383208,00 1079024,00 410281,38	292,06 132,23 50,28
?	48,41	3872513,38	474,57
черный соляр	0,03	2700,00	0,33
битум	5,46	436500,00	53,49
котельное топливо	2,92	233335,38	28,60
Сырье нефтехимии: этилен пропилен ТСП серная кислота бензол пара-ксилол	2,56 1,10 0,29 3,05 0,59 3,30	204960,47 87756,90 23324,09 244037,44 47025,99 264142,43	25,12 10,75 2,86 29,91 5,76 32,37
?	10,89	871247,32	106,77
Потери кокс механические потери Н2	2,30 0,01	183753,22 979,03	22,51 0,12
?	2,31	184730,25	22,63
Итого	101,94	8155288,66	999,42

В результате принятия данной схемы получаем глубину переработки:

ГП= (100- GK- GC- GB)%

где ГП - глубина переработки нефти, %;

GK - объем производства товарного котельного топлива, % на нефть;

GC - объем собственного потребления котельного топлива (без учета сухого газа), % на нефть;

GB - объем безвозвратных потерь, % на нефть.

Выход котельного топлива составляет :

GC=2,92 % на нефть

Объем безвозвратных потерь:

GB=2,3+0,7=3 % на нефть

Таким образом глубина переработки нефти составляет:

ГП=100-2,92-3=94,08 %.

Выход сырья для нефтехимии обеспечен в количестве 10,89% на нефть.

11. ОХРАНА ОКРУЖАЮЩЕЙ СРЕДЫ НА УСТАНОВКЕ

Экологическая характеристика установки может быть оценена с помощью показателей:

количество газообразных выбросов;

количество неутилизированных отходов;

количество потребляемой воды;

количество потерь нефтепродуктов.

На проектируемой установке для уменьшения количества газообразных выбросов необходимо предусмотреть факельную систему не допускающую выброс газа в атмосферу.

Установка резервуаров с плавающей крышей позволит существенно снизить потери легких нефтепродуктов в окружающую среду.

К основным неутилизированным отходам на установке относятся песок, пропитанный нефтепродуктами, полученный при уборке разливов нефтепродуктов; промасленная ветошь, изношенные одежда и обувь, изношенный прокладочный материал и т. д. Для этих отходов необходимо оборудовать специальную бетонную емкость, из которой периодически отходы вывозятся на специальную свалку.

Катализатор уже не подлежащий регенерации собирают в герметичные емкости и отправляют на специальные заводы для извлечения цветных металлов.

На установке образуются сточные воды, которые поступают на очистные сооружения завода на механическую и биологическую очистку. Для снижения количества потребляемой воды на установке используется тепло отходящих потоков, в качестве концевых холодильников применяются аппараты воздушного охлаждения.

Во избежание попадания дождевых и талых вод на площадку установки и разлитых нефтепродуктов за пределы установки территорию установки необходимо оградить бордюром. [методич]

Для предотвращения потерь, розлива нефтепродуктов и загазованности помещений, а также территории установки:

· Все дренажи и пусковые трубопроводы отглушаются от рабочих трубопроводов до вывода установки на режим, при необходимости дренирование аппаратов производится в специально предназначенные дренажные емкости. Освобождение аппаратов и трубопроводов от углеводородных газов производится в факельную систему завода.

· Технологическим персоналом осуществляется контроль за состоянием предохранительных клапанов на установке.

· Для обеспечения надлежащей герметичности и плотности, прокладки фланцевых соединений и сальниковые уплотнения выполнены из специальных материалов, с конструкцией, обеспечивающей высокую герметичность в условиях повышенных давлений.

· Сброс углеводородных газов от контрольных предохранительных клапанов осуществляется в факельную систему завода. Сброс жидких нефтепродуктов из аппаратов и трубопроводов при отборе проб и опорожнении производится в специальную заглубленную емкость (нулевая емкость).

Для предотвращения создания на установке аварийных ситуаций, перелива аппаратов, предусмотрена световая и звуковая сигнализации, выведенные на щит оператора. Сигнализации срабатывают при повышении или понижении уровней в аппаратах выше или ниже допустимых норм. Для наиболее опасных в эксплуатации аппаратов предусмотрены блокировки. [регламент].

Для предотвращения повышения давления в аппаратах выше допустимых значений, все аппараты на установке, работающие под избыточным давлением, снабжены предохранительными клапанами, контрольными и рабочими. При увеличении давления в аппарате выше допустимого, сброс через контрольный клапан происходит в факельную сеть установки и далее в заводскую факельную сеть. Рабочий предохранительный клапан производит сброс в емкость и далее без жидкой фазы в атмосферу.

При подготовке установки или отдельных видов оборудования к ремонту, остатки нефтепродукта из аппаратов, трубопроводов, насосного оборудования сбрасываются через дренажную систему в заглубленную емкость. При заполнении емкости, находящийся там нефтепродукт откачивается насосом в линию сырья для дальнейшей переработки.

ЗАКЛЮЧЕНИЕ

В результате выполнения данного курсового проекта была разработана поточная схема НПЗ мощностью 8 млн.т/г Лаваринской нефти, позволяющая иметь глубину переработки нефти 94,08%масс. и сырья нефтехимического синтеза 10,89% масс.

Приведен расчет основных аппаратов установки гидроочистки дизельного топлива мощностью 2,4 млн. т/г, материальный баланс установок и НПЗ в целом. Глубина переработки обеспечена применением установок каталитического крекинга, гидрокрекинга и ART.

СПИСОК ЛИТЕРАТУРЫ

1. Ахметов С.А. Технология лубокой переработки нефти. - М.: Химия, 2002.

2. Левинтер М.Е., Ахметов С.А. Глубокая переработка нефти. - М.: Химия, 1992.

3. Нефти северных регионов. Справочник. - Новополоцк: ПГУ, 2004.

4. ГОСТ Р 51858-2002 Нефть. Общие технические условия.

5. Корж А.Ф. Методические указания к выполнению курсового проекта №2 по курсу "Технология переработки нефти и газа" для студентов специальности Т.15.02. - Новоплоцк, ПГУ, 2000.

6. Танатаров М.А. и др. Технологические расчеты установок переработки нефти. - М.: Химия, 1987.

7. Всемирная топливная хартия. /Нефтехимия и нефтепереработка, 2000.

8. Смидович Е.В. Технология переработки нефти и газа. Ч.2-я. - М.: Химия, 1980.

9. Альбом технологических схем процессов переработки нефти и газа. - Под ред. Б.Н.Бондаренко. - М.: Химия, 1983.

10. Огородников С.К. Справочник нефтехимика. - Л.: Химия, 1978

11. Хорошко С.И., Хорошко А.Н. Сборник задач по химии и технологии нефти и газа. - Минск.: Выш. шк., 1989.

12. Сарданашвили А.Г., Львова А.П. Примеры и задачи по технологии переработки нефти и газа. - М.: Химия, 1973.

13. Павлов К.Ф. и др. Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии. - М.: Химия, 1981.

14. Рудин М.Г. Карманный справочник нефтепереработчика. - Л.: Химия, 1989.

15. Кузнецов А.А. и др. Расчеты процессов и аппаратов нефтеперерабатывающей промышленности. - М.: Химия, 1974.

16. Скобло А.И. и др. Процессы и аппараты нефтеперерабатывающей и нефтехимической промышленности. - М.: Химия, 1982.

17. Вихман Г.Л., Круглов С.А. Основы конструирования аппаратов и машин нефтеперерабатывающих заводов. - М.: «Машиностроение», 1978

Размещено на Allbest.ru