Ректификационная переработка нефти и продукции из нее

= 2,6 при 355К и 1,41·10Па

= 5,6 при 355К и 1,41·10Па

Z = 0,892 = 0,816; = = 0,464

Тогда,

m=0,816 (259,4+223,6 )=394,13 кмоль/ч.

Присутствие этана в остатке нежелательно, поэтому допустимое количество m находим:

_m 0,03_m, (3.4)

_m= 0,03· 394,13 = 11,8 кмоль/ч

1.Коэффициент извлечения пропана при абсорбции определяем по формуле:

= , (3.5)

Для этого найдем фактор абсорбции пропана по диаграмме Кремсера А=1

Тогда из соотношения А = А найдем фактор абсорбции этана при Т=310К.

А=1 · = 0,4

Зная N=10 и А=0,4 определим коэффициент извлечения при абсорбции =0,39.

2. Определим коэффициент извлечения этана при десорбции.

Исходя =0,962 определим фактор десорбции этана S=1,26

Определим фактор десорбции пропана:

S = S = (1, 26· 2, 6 ) / 5,6 = 0,585

Отсюда =0,585

Находим коэффициент извлечения пропана:

= = 0,885

= 0,885 незначительно отличается от принятой.

Проверим величины Z, m и m и сравним с ранее вычисленными.

Z = 0,885· = 0,805

Далее:

_m = 0,805 · (259, 4 + 223,6 ) = 388,8 кмоль/ч

Расхождение составляет 0,98 %, что незначительно.

Кроме того, получается: _m = 0,03 · 338,8 = 10,16 кмоль/ч

Принятое =0,892 соответствует расчетам.

Определим фактор абсорбции для всех углеводородов:

А = А или А = А, (3.6)

и фактор десорбции, S = S

Результаты расчетов A и S для всех углеводоров сводим в таблицу 3.2.

Таблица 3.2

Фактор абсорбции компонентов

Компоненты	Абсорбция при =310К	Десорбция при =355К
		А			S
CH	14	0,1	0,1	16	3,6	1,0
CH	35	0,4	0,39	5,6	1,26	0,962
C	1,4	1,0	0,89	2,6	0,585	0,585
изоСН	1,1	1,27	0,98	2,1	0,47	0,47
н-СН	0,8	1,75	1,0	1,8	0,41	0,41
изоСН	0,63	2,22	1,0	1,4	0,32	0,31
СН	0,5	2,8	1,0	1,2	0,27	0,27

Материальный баланс абсорбции и десорбции

Количество газа, поступающее под нижнюю тарелку абсорбера, складывается из количеств углеводородного газа питания аппарата и углеводородов, отогнанных в десорбере:

=, (3.7)

где - суммарное количество углеводорода поступающего под нижнюю тарелку абсорбера в газовой фазе, кмоль/ч; - количество десорбированных углеводородов.

= , (3.8)

где, - количество каждого углеводорода в жидкой фазе, поступающей в десорбер.

= , (3.9)

По формуле: = определяют количество поглощенных абсорбентом углеводородов, покидающих абсорбер в жидкой фазе.

Количество каждого углеводорода в сухом газе покидающих абсорбционную часть аппарата по формуле:

=, (3.10)

Количество углеводородов покидающих десорбер в жидкой фазе и необходимо знать для каждого углерода:

= · ( 1·), (3.11)

С учетом фактора абсорбции по пропану можно определить количество свежего абсорбента:

А = , (3.12)

Отсюда: La = A

где, - количество поглощенных углеводородов в жидкой фазе, кмоль/ч; - суммарное количество газа, поступающего в абсорбер, кмоль/ч.

L_a = 1·1,4· 2202 - 1357,5 = 1725,3 кмоль/ч.

Составы и молекулярные массы потоков фракционирующего абсорбера.

Средняя молекулярная масса любого газового потока определяется:

= , (3.13)

где - мольная доля і-го компонента в соответствующем газовом потоке.

=0,257·16+0,198·30+0,284·44+0,053·56+0,095·56+0,039·58+0,069·58=37,32

Средняя молекулярная масса газообразного сырья абсорбционной части ().

Определим среднюю молекулярную массу поглощенных углеводородов.

=0,036·16+0,15·30+0,516·44+0,091·56+0,115·56+0,036·58+0,056·58=44,65

Таблица 3.3

Средние молекулярные массы потоков

№	Поток	Обозначение потока	или
1	Сырой газ (газовая фаза сырья)		30,88
2	Газовое сырье абсорбционной части	=	37,32
3	Сухой газ		24,24
4	Тощий абсорбент	La	125
5	Поглощенные углеводороды		53,86
6	Насыщенный абсорбент, покидающий абсорбционную часть	+ La	86,9
7	Жидкость на верху десорбера		54,1
8	Десорбированный газ		51,74
9	Остаток после десорбции	=	57,67
10	Жидкость покидающая десорбер	+ La	83

Температурный режим десорбера

Расчет температуры десорбера ведется методом постепенного приближения. Приближения при помощи уровнения изотермы паровой фазы, покидающей верхнюю десорбционную тарелку, и согласно справочным данным [2]:

= 1, (3.14)

Задаемся значением температуры Т=315К

Таблица 3.4

Массовые и объемные доли компонентов

Компоненты		при Т=315К и Р=1,41·10Па	=
СН	0,073	12	0,006
СН	0,245	2,8	0,088
СН	0,467	2,8	0,467
изоСН	0,063	1,0	0,1
нСН	0,092	0,62	0,184
изоСН	0,025	50	0,052
нСН	0,035	0,48	0,1
Сумма	8,000	-	0,9971

Температура низа десорбционной части по изотерме жидкой фазы покидающей низ десорбера.

= 1, (3.15)

При Т=360К

Средняя температура в десорбере:

Т = = 337,5

Таблица 3.5

Равновесный состав системы

Компоненты		при Т = 360К и Р = 1,41 · 10Па	=
СН	0	15	0,000
	0,188	4	0,047
	0,047	1,9	0,025
изо	0,085	1,4	0,062
н	0,035	1,2	0,029
изо СН	0,063	1,0	0,063
н СН	0,063	0,7	0,100
абсорбент	0,582		0,582
Сумма	1,000		1,000

Тепловой баланс абсорбера

Уравнение теплового баланса абсорбера имеет следующий вид:

= , (3.16)

Определяем теплоту конденсации при:

Р=1,41·10Па и сводим в таблицу 6.6.

Таблица 3.6

Теплоты конденсации компонентов

Компоненты				изо	н	изо	н
Теплота конденсации кДж/кг	411	356	287	270	263	237	235

Найдем среднюю мольную теплоту конденсации по формуле:

=, (3.17)

= 411 · 16 · 0,036 + 356 · 30 · 0,15 + 0,516 · 44 · 287 + 56 · 0,091 · 270 + 56· · 263 · 0,115 + 0,036 · 58 · 237 + 235 · 58 · 0,056 = 12682,56 кДж/кмоль.

Количество тепла, выделяющегося при абсорбции:

Q = = 12682 · 1357,62 = 17218,097кДж/ч = 17,2·10³ Дж/ч=4782кВт.

Количество тепла, которое надо отвести от абсорбента:

Q= 29554 - 26401 = 3153 кВт.

Таблица 3.7

Тепловой баланс

Обозначение потока	Кол-во кмоль/час	Молек. масса	Кол-во кг/час	t, К	Энтальпия кДж/кг	Обозн. потока	Кол-во тепла, кВт
Приход
	972,1	30,88	30018	298	482		4019
	1229	51,74	63588,46	315	496		8761
La	1725,3	125	215662,5	298	280		16774
Сумма	3926,4		309268,9				29554
Расход
La	1725,3	125	215662,5	310	326		19530
	844,65	24,24	20475	298	433		2463
	1357,6	53,86	73130,5	310	217		4408
Всего	3927,5		309268				26401
По разности с приходом							3153
Сумма							29554

Тепловой баланс десорбера

Уравнение теплового баланса десорбера:

, (3.18)

Q вносится в десорбер парами пропана и бутана. Эти пары выделяются из нижнего продукта десорбера, при его частичном испарении ( Т= 360 С) в кипятильнике.

Средняя температура в десорбере:

Т = = 337,5К

Средняя теплота испарения пропана и бутана r = 275 кДж/кг.

Найдем количество паров:

= 243713,45 кг\ч.

Из таблицы 3.8 =18617 кВт

Таблица 3.8

Обозн. потока	Кол-во кмоль/ч	Молек. масса	Кол-во кг/ч	Т ( К )	Энтальпия кДж/кг	Обозн. темп. потока	Кол-во тепла кВт
Приход
	2041	54,1	110418,1	310	216		6625
La	1725,3	125	215662,5	310	326		19529
По разн. с расходом							18617
Сумма	3766,3		326080,6				44771
Расход
	1229	51,74	63588,46	315	496		8761
	812	57,67	46828,04	360	415		5398
La	1725,3	125	215662,5	360	511		30612
Сумма	3766,3		326079				44771

Число практических тарелок.

Число практических тарелок в абсорбционной части определяется по формуле:

, (3.19)

где N - число теоретических тарелок; - КПД практической тарелки абсорбера. = 0,5

Тогда: = 29

Определим число практических тарелок в десорбере.

, (3.20)

= 0,5 - работа должна быть более устойчивой, так как десорбер более погружен по жидкости.

= 21 тарелок.

Определение точек отвода абсорбента для промежуточного охлаждения

Избыточное тепло Q, выделяемое в процессе абсорбции, расходуется на нагрев абсорбента и растворенных в нем углеводородов. Если это тепло не будет отводиться, то температура внизу абсорбера Т окажется выше принятой Т = 310К. Ее можно определить из уравнения теплового баланса:

, (3.21)

Тогда:

= + 318 = 360 кДж/кг.

По графику определяем: Т = 342К.

Тепло Q отводится за счет промежуточного охлаждения абсорбента.

Абсорбент необходимо выводить с той очередной і-й, считая сверху, тарелки, на которой его температуре Т станет равной или немного больше принятой ранее максимальной температуры абсорбции Т = 310К. Охлажденный от температуры Т до его начальной температуры Т = 303К, абсорбент возвращается на () -го тарелку и направляется на повторное охлаждение при новом предельном повышении температуры абсорбента. Очевидно, последней ступенью охлаждения должна считаться та, после которой абсорбент, стекающей с нижней, в нашем случае с 11-го на 12. Тарелка абсорбера будет иметь температуру Т = 310К.

Коэффициент сокращения количества газа по высоте абсорбера:

, (3.22)

где Г - коэффициент сокращения количества газового потока при переходе от тарелки к тарелке; - количество газа, прошедшего ( і+1)-ю тарелку и поступившего под і-ю тарелку.

Получим:

Г=(= 0,971

Количество насыщаемого абсорбента, стекающего с і-ой на (і+1)-ю тарелку, рассчитывается согласно материальному балансу по выражению:

, (3.23)

В таблице 3.12 приведен расчет количества жидкости стекающей с тарелок абсорбера.

Например, количество жидкости, с первой сверху тарелки, равно:

= 1725,3 + (869,87 - 844,65) = 1750,5

Таблица 3.9

№ тарелки
1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 24 25 26 27 28 29 30	844,65 869,87 895,85 922,61 950,17 978,54 1007,77 1037,87 1068,86 1100,79 1133,66 1167,5 1202,39 1238,3 1275,3 1313,4 1352,6 1393,0 1431,6 1477,4 1521,5 1566,9 1613,7 1661,9 1711,6 1762,7 1815,4 1869,6 1925,4 1982,9	25,22 51,2 77,96 105,52 133,89 163,12 193,12 224,21 256,14 289,01 322,85 357,74 393,65 430,65 468,75 507,95 548,35 586,95 632,75 676,85 722,25 769,05 817,25 866,95 918,05 970,75 1024,95 1080,75 1138,25 1196,35	1750,5 1776,5 1803,26 1830,82 1859,19 1888,42 1918,52 1949,51 1981,44 2014,31 2048,15 2083,04 2118,95 2155,95 2194,05 2233,25 2273,65 2312,25 2358,05 2402,15 2447,55 2494,35 2542,55 2592,25 2643,35 2696,05 2750,25 2806,05 2863,55 2921,65

Изменение средней молекулярной массы насыщаемого абсорбента по высоте абсорбционной части.

Вычислим по правилу аддитивности среднюю молекулярную массу насыщенного абсорбента на каждой из всех двадцати тарелок по выражению:

, (3.24)

где М - средняя молекулярная масса насыщенного на і-й тарелке; М - средняя молекулярная масса тощего абсорбента; М - средняя молекулярная масса поглощенных углеводородов; Х - мольная масса тощего абсорбента La в насыщенном (+ La), стекающем с і-й тарелки.

Средняя молекулярная масса насыщенного абсорбента, стекающего с первой сверху тарелки абсорбера, равна:

М = 125 · = 123,9

М = 125 · = 122,9

М = 121,9 М = 120,02 М = 117,83

М = 121,04 М = 119,05 М = 116,8

М = 115,84 М = 114,6 М = 113,9

М = 112,76 М = 111,48 М = 110,77

М = 110,13 М = 108,88 М = 107,77

М = 106,73 М = 105,8 М = 104,85

М = 104,26 М = 103,15 М = 102

М = 101,5 М = 100,3 М = 99,5

М = 98,9 М = 97,86 М = 96,2

М = 95,88

Температура на тарелках абсорбера.

На основе предположения, что изменение температуры по высоте абсорбера, пропорционально сокращению газового потока при переходе от тарелки к тарелке, для определения температуры абсорбента на любой і-й тарелке используем соотношение:

, (3.25)

Откуда,

Т

Таким образом

Т = 342 - 0,029 (2022 -)

Температура жидкости, поступающей на первую тарелку:

Т = 342 - 0,03 (2202 - 844,65) = 303К

Температура жидкости на последующих тарелках:

Т= 302,04К Т=308,96К Т=317,7К Т=328,8К

Т=302,82К Т=309,95К Т=318,8К Т=330К

Т=303,6К Т=310,9К Т=320,3К Т=332К

Т=304,45К Т=312К Т=321,6К Т=333,7к

Т=305,3К Т=313К Т=323К Т=335,4К

Т=306,2К Т=314К Т=324К Т=337,17К

Т=307К Т=315,3К Т=325,8К

Т=308К Т=316,5К Т=327,3К

Если абсорбент вывести при Т=310,9К и охладить до Т=303К, то количество тепла снимаемого при этом в промежуточном холодильнике:

, (3.25)

Q = 2048,15 · 113,9 · ( 318 - 296 ) = 1426 кВт

В результате охлаждения Т = 342К снизится до Т

Определим энтальпию для Т

q = = 320,7 кДж/кг

что соответствует Т=320К, которая превышает Т=310К

Необходимо II ступень охлаждения

Т, (3.26)

Т = 320 - 0,013 · (2202 - ), (3.27)

Т= 310,5К

Q = 2358,05 · 105,8 · ( 312 - 296 ) = 1108 кВт

q = 296 + = 315,5кДж/кг

для Т=310К

Полученная температура низа абсорбера мало отличается от ранее принятой.

Двухступенчатое охлаждение абсорбента позволяет поддерживать внизу абсорбера назначенную вначале расчета температуру.

Диаметры абсорбера и десорбера

Наиболее нагружено по газу сечение абсорбера под его нижней тарелкой. Диаметр абсорбера ( в м.) в этом сечении:

, (3.28)

Величина G определяется выражением:

G = 2202 · 37,32 = 82178,6 кг/ч

Скорость газов по уровнению Саудерса и Брауна определяется уровнением:

U= 1,20·0,305·С ·

Плотность газа:

= 20,68 кг/м3

Плотность жидкости находим по формуле Крэга:

= 0,682

В пересчете на температуру, Т = 310К, = 633,5 кг/м

Приняв расстояние между тарелками h= 450 мм, по таблице (3.9) определяем коэффициент С=412

Тогда, U = 1,2 · 0,305 · 412 · = 16975,4 кг/(м*ч)

D = = 2,48 м

Согласно нормальному ряду диаметров по ГОСТ 9617 - 61 принимаем диаметр абсорбера D = 2,6м

Диаметр десорбера, как и абсорбера, определяется по наиболее нагруженному газами сечению. Количество газа в верхнем и нижнем сечении десорбера соответственно равно :

G = 1229,7 · 51,74 = 63624,68 кг/ч

G = 243713 кг/ч

Таким образом, диаметр рассчитываем по нижнему сечению десорбера:

D, (3.28)

где U - массовая скорость газов в сечении под нижней тарелкой десорбера, кг/(м•ч).

Пропускная способность выбранных нами тарелок на S-образных элементов равна пропускной способности тарелок с круглыми колпачками. Поэтому скорость газов определим по урaвнению Саудерса и Брауна, записанному так:

U, (3.30)

где с и с - соответственно плотность газа и жидкости в рабочих условиях низа десорбера ( = 1,37 · 10 Па, Т = 400К), кг/м

По содержанию пропана и бутана в остатке десорбера несколько упрощенно определяем среднюю молекулярную массу их смеси, подаваемой в низ десорбера:

М = 53,5

Тогда,

= 25,6 кг/м3

По формуле Крэга находим плотность жидкости, покидающей десорбер:

 = 0,672

где М- молекулярная масса жидкости покидающей десорбер.

В пересчете на температуру Т = 360К, плотность = 652 кг/м.

Приняв расстояние между тарелками h = 650 мм по таблице (3.12), определяем коэффициент с = 800.

Тогда, U = 30744

D = 3,17м

Согласно нормальному ряду диаметров по ГОСТ 9617-61, принимаем диаметр десорбера D = 3,2 м.

Высота аппарата

Полезная высота аппарата:

H, (3.31)

где h - высота над верхней абсорбционной тарeлкой, м; h - высота, занятая тарелками абсорбера, м; h - расстояние между нижней тарелкой абсорбера и верхней тарелкой десорбера, м; h - высота, занятая тарелками десорбера, м; h - высота, нижней частей десорбера, м.

Высоту над верхней абсорбционной тарелкой с учетом расположения отбойного устройства примем в три раза большей расстояния между тарелками в абсорбере:

h = 3 · h = 3 · 0,45 = 1,35

Высота, занятая абсорбционными тарелками:

h = ( 29 - 1 ) · 0,45 = 12,6

Примем расстояние между нижней абсорбционной и верхней десорбционной тарелками равным h = 2м.

Высота, занятая десорбционными тарелками:

h = ( 21 - 1 ) · 0,65 = 13 м.

Примем высота нижней части десорбера h = 3м.

Тогда, H= 1,35 + 12,6 + 2 + 13 + 3 = 31,95 м.

Гидравлический расчет клапанной тарелки

Общее гидравлическое сопротивление складывается:

, (3.32)

1. Перепад на сухой тарелке.

, (3.33)

, (3.34)

Определим секундный расход газа:

= 1,079 м/сек.

Определим сечение 1 отверстия под клапаном:

= 0,000962 м.

Тогда, = 4,67 м/с.

Плотность газа: = 20,68 кг/м

Тогда, · 20,68 = 566 Па.

2. Определим перепад давления, необходимый для определения сил поверхностного натяжения жидкости.

= 5 Па.

= 2а = 2 · 0,012 = 0,024 м.

3. Перепад давления, необходимый для преодоления сопротивления столба жидкости на тарелке.

, (3.35)

Определим часовой объем жидкости, стекающей с нижней тарелки.

Q = = 434,8м/ч.

= 818,5 Па. = 566 + 5 + 818,5 = 1389,5 Па.

Для клапанных тарелок K= 0,5.

Определение гидравлического сопротивления тарелки из S-образных тарелок

Определим количество газа под верхней тарелкой, зная количество газа покидающих верхнюю тарелку.

= 0,629 м/с.

Определим скорость газа.

= 1 м/с.

Плотность газа:

= 26,4 кг/м

Тогда,

= 264 Па.

Перепад для преодоления сопротивления столба жидкости.

, (3.36)

= 0,04 м.

где,

q = = 51.6 м/(м·ч)

= 0,578

Тогда,

= (0,04 + 0,027) · 578 · 9,81 = 380 Па

= 56 Па

Общий перепад давления на 5 - тарелке:

Р = 56 + 380 + 264 = 700 Па.

3.3 Расчет вспомогательного аппарата

Вспомогательным аппаратом является кипятильник (испаритель), предназначенный для нагрева и испарения жидкости покидающей десорбер, с целью практический полного извлечения всех растворенных компонентов в десорбере.

В результате расчета необходимо определить его поверхность теплообмена и количество греющего пара (горячим теплоносителем является водяной пар).

Исходные данные к расчету получены были ранее, в результате расчета адсорбционной колонны.

Тепловая нагрузка испарителя

Эта величина определяется из уровнения теплового баланса испарителя.

( l_m + L_a + V ) q_т1 + Q_р = ( l_m + L_a ) q_т2 + V · q_т, (3.37)

Для определения расхода тепла в испарители рассматриваем тепловой баланс в соответствии со схемой потоков ( см. рис.1).

Здесь соответствующие потоки и их молекулярные массы и энтальпия при заданных температурах берутся из данных таблицы 6.11.

Из уравнения теплового баланса часовой расход тепла равен:

Q_р= ( l_m + L_a ) q_т2 +V · q_т - ( l_m + L_a + V ) q_т1, (3.38)

Энтальпия потоков определяем по графику [5] и по таблицам приложений 2 и 3 [5, стр. 329].

q_т1 = q₃₅₅ = 185 · 83 = 15355 кДж/кмоль

q_т2= q₃₆₀ = 200 · 83 = 16600 кДж/кмоль

q₃₆₀= 544 · 53,5 = 29104 кДж/кмоль

Таким образом получим:

Q_р=((812+1725)·16600+198·29104)-812+1725+198)·15355=5,8910⁶кДж/100кмоль

Число молей сырья, подаваемого в колонну: G₁ = 1674,7кмоль/ч.

Часовой расход тепла в испарителе:

Q_р = Q_р·(G₁/100)=5,89·10 6·(1674,7 / 100)=98,6·10⁶ кДж/ч=2739 кВт.

Расход греющего пара

В качестве горячего теплоносителя в испарителе используется водяной пар.

Флегма, поступающая в испаритель, нагревается от Т₁ = 355К до Т₂ = 360К и частично испаряется за счет тепла конденсации водяного пара.

На основе данных промышленной эксплуатации аналогичных испарителей и с целью обеспечения достаточного температурного напора при теплопередаче принимаем следующие параметры греющего пара:

1) давление Р = 785 · 10³ Па;

2) температура Т_s = 443 К

3) теплота конденсации = 2049,5 кДж/кг.

Расход пара определим из следующего равенства:

Z = Q · р\ r·т, (3.39)

где т = 0,95 коэффициент удерживания тепла.

Z = (2739· 3,6 · 10 3 ) / ( 2049,5 · 0,95 ) = 5064 кг/ч.

Температурный напор по поверхности нагрева испарителя

Температура горячего теплоносителя - конденсирующегося водяного пара - остается неизменной и равной Т_s = 443 К. Следовательно, температурный напор в испарителе будет одинаковым по всей его поверхности и равным.

Т = Т_s - Т₂ = 433 - 383 = 60К

Коэффициент теплоотдачи б со стороны кипящей флегмы

Для пузырькового режима кипения жидкости в большом объеме б можно определить по следующей зависимости, предложенной Кружимным:

б = 7,77 · 10^-2 (с)^0,033 ·(у)^0,33, (3.40)

где с - соответственно плотности паровой и жидкой фаз, (кг/м³); у - поверхностное натяжение на границе раздела между жидкостью и паром, (Н/м или кг/с²); л- теплопроводность жидкости, (Вт/(м · К)); q - теплонапряжение поверхности нагрева, (Вт/м₂).

Все физические параметры в формуле определяются при температуре кипения флегмы.

Т_s = Т₂ = 360К

Плотность паровой фазы определим по уравнению Менделеева - Клапейрона:

Т_о = 273 К; Р = 1,47 · 10⁶ Па - давление в испарителе; Р = 98,1 · 10 3 Па.

Имеем,

с = МVR / 22,4 = 53,5 / 22,4 = 2,39 кг/м³.

После подстановки всех величин в формулу получим:

с = 2,39 · (273/360) · (1,47 · 10⁶) / (98,1 · 10³) = 27 кг/м³

Относительную плотность жидкости (остатка) можно определить по формуле:

с_ост = (0,590 · М - 6,479) / (0,693 · М + 7,581 )

где, М = 83

Получим:

с = (0,590 · 83 - 6,479) / (0,693 · 83 + 7,58 ) = 0,85

Теплоту парообразования найдем как разность энтальпии паровой и жидкой фаз.

r = q_т2 - q_т2 = 544 - 200 = 344 кДж/кг

По значению по графикам находим

Т₂ = 360; ж = 547 кг/м³

Т = 288; ж = 602 кг/м³

Поверхностное натяжение (в Н/м) на границе раздела пар-жидкость определим по формуле Этвита:

у = (21,2 · 10 -6 ) / (( М / с_ост)^2/3 ) · ( Т_кр - Т_s ), (3.41)

где, М = М = 83 - средняя молекулярная масса остатка; с_ост = 547 кг/м³ - плотность остатка при температуре Т₂ = 360 К; Т_кр - критическая температура остатка.

Т = 360 К; Т₂ = 7 К.

Найдем Т_кр.

Т_кр = х₁ · Т_кр1 + х₂ · Т_кр2 + х₃ · Т_кр3 + х₄ · Т_кр4 + х₅ · Т_кр5

где

Т_кр1 = 369,8 К (С₃Н₈) Т_кр4 = 407,5 К (изо-С₄Н₁₀)

Т_кр2 = 417,7 К (н-С₄Н₈) Ткр5 = 425 К (н-С₄Н₁₀)

Т_кр3 = 419,2 К (н-С₄Н₈)

Значения х₁, х₂, х₃, х₄, х₅ - мольных долей компонентов в остатке (см. таблицу 6)

Получим:

Т_кр=0,49·369,8+0,13·417,7+0,177·419,2+0,067·407,5+0,136·425=394,8

Подставляем найденные величины в формулу Этвита, получим:

у = ( 21,2 · 10^-6 ) / (( 83 / 547 )^2/3) · ( 394,8 - 360 - 7 ) = 2,046 · 10^-3 Н/м

Коэффициент теплопроводности жидкости (остатка) вычислим по формуле:

л = 0,1346/288·(1-0,00047·Т₂)=0,1346/0,602·(1-0,00047·360)=0,180Вт/(м·К)

Коэффициент динамической вязкости жидкости как для смеси неоссоциорованных жидкостей можно определить по формуле:

м = м₁ + м₂ + м₃ + м₄ + м₅, (3.42)

где м₁, м₂, м₃, м₄, м₅ - коэффициенты динамической вязкости компонентов жидкости.

Значение в зависимости от температуры можно определить с помощью уровнения Сатерланда и Фроста [7]

Значения для компонентов жидкости находим согласно графических данных из [8]:

м₁ = 7,502 · 10^-6 Па·сек;

м₂ = 7,3 · 10^-6 Па·сек

м₃ = 6,7 · 10^-6 Па·сек

м₄ = 6,835 · 10^-6 Па·сек

м₅ = 6,3 · 10^-6 Па·сек

Соответственно значение С:

С₁ = 258,8; С₂ = 292,4; С₃ = 293,4; С₄ = 285,2; С₅ = 297,5

Для пропана коэффициент будет равен:

м = 7,502·10^-6(273+258,8) / (360+258,8)·(360 / 273)^1,5 = 95,6·10^-6 Па·сек.

Соответственно для остальных компонентов:

м₂ = 93,1 · 10^-6 Па·сек

м₃ = 85,3 · 10^-6 Па·сек

м₄ = 8 · 10^-6 Па·сек

м₅ = 80,2 · 10^-6 Па·сек

Теперь находим коэффициент динамической вязкости для жидкого остатка в испарителе:

м=0,49·95,6·10^-6+0,13·93,1·10^-6+0,177·5,3·10^-6+0,067·87,1·10^-6+0,136·80,2·10^-6=1,95

Откуда, м = 89,1 · 10^-6 Па·с

Теплоемкость жидкой фазы найдем по формуле:

С_рж=1/(0,762+0,0034Т₂)=1/(0,762+0,034·360)=2,56кДж/кг·К=2560 Дж/(кг·К)

Подставляя все найденные значения в формулу для б получим:

б=7,77·10^-2·((27·344·10³)/(547-27))^0,033·(547/(2,046·10^-3))^0,33·(0,180^0,75)/ /((89,1·10^-6) ^0,45·2560^0,12·360 ^0,37 ) · q^0.7 = 4,51·q ^0,7 Вт/м^2·К

Таким образом, в зависимости от теплонапряжения поверхности нагрева испарителя коэффициент теплоотдачи со стороны флегмы будет выражаться формулой: б = 4,51·q ^0,7

Коэффициент теплоотдачи б₁ со стороны конденсирующегося

водяного пара

Для определения коэффициента 1 используем формулу [8]

б₁ = 1,36 ·Аq ^0,5 · l ^0,35 · d_в^-0,25

где А = ( Т_ср ) - коэффициент, зависящий от средней температуры конденсата и определяемый по графику [5, стр. 151]; q - теплонапряжение поверхности нагрева испарителя; l - длина трубы, м; d_в - внутренний диаметр трубы, м.

Средняя температура конденсата равна:

Т_ср = 0,5 · ( Т_s + Т₁), (3.43)

где Т_s - температура насыщенного пара; Т₁ - температура стенки со стороны конденсирующегося пара.

Т₁ мало отличается от Т_s, поэтому принимаем Т_ср = Т_s = Т₁

По графику [5, стр. 151] при Т_ср = 443 К; А = 6,2.

Тогда,

б₁ = 1,36 · 6,2 · 0,02^-0,25 · 6 0,35 · q = 41,99 q Вт/(м²·К)

Коэффициент теплопередачи

С учетом тепловых сопротивлений стенки и загрязнений ее обеих поверхностей коэффициент теплопередачи определим из уравнения:

К = 1 / ( 1 / б₁ +д _ст / л_ст + д₁ / л₁ + д₂ / л₂ + 1/б₂ ), (3.44)

где д_ст = 0,0025 м - толщина стенки трубы; л_ст = 33,53 Вт/(м · К) - коэффициент теплопроводности материала стенки трубы; д₁/л₁=0,000215 (м²·К)/Вт - тепловое сопротивление загрязнения внутренней поверхности труб; д₂/л₂ = 0,0006 (м²·К) - тепловое сопротивление загрязнения наружной поверхности трубы.

Тогда,

К= 1/(1/1 + 0,0025/33,53 + 0,000215 + 0,0006 + 1/2 ) = 1/(1/1+1/2+0,00089)

Так как л₁ и л₂ являются функциями теплонапряжения q, величина которого неизвестна, то вычисление ведем методом постепенного приближения. Задаемся различными значениями q и для каждого из них находим л₁, л₂, и Т_ср. Результаты расчетов сведены в таблицу. По данным таблицы строим график зависимости q - Т_ср, называемой нагрузочной характеристикой испарителя. Зная, что в рассчитываемом испарителе средний температурный напор Т_ср=60 К, находим по графику рисунка 1.1. Соответствующее теплонапряжение поверхности нагрева q= 54000 Вт/м².

Коэффициент теплопередачи в испарителе:

К = q/Тср = 54000/60 = 900 Вт/(м²·К)

Поверхность теплообмена испарителя

Расчетная поверхность теплообмена:

F_р = Q_р \q = 2739000 / 54000 = 50,7 м²

По нормали принимаем испаритель с паровым пространством типа 800.16/16. Поверхность теплообмена F = 51 м², один трубный пучок из 134 трубок диаметром 25х2,0 мм и длиной 6 м двухходовый с U-образными трубками, с коническим днищем. Температура на внутренней поверхности трубы. Эту температуру можно определить из уравнения:

Т₁ = Т_s - q·(1 / б₁ + д₁ / л₁), (3.45)

Здесь T_s = 443К

б₁ = 42 · q ^0,5 = 42 · (54,0 · 10 ³) ^0,5 = 9760 Вт/(м²·К)

д₁ /л₁ = 0,000215 (м²·К)/Вт

Т₁ = 443 - 54,0 · 10³ (1 / 9760 + 0,000215) ? 426К

Следовательно, средняя температура конденсата:

Т_ср = 0,5 · (443 + 426) = 434К

При определении коэффициента теплоотдачи б₁ значение параметра А было взято при Т_s = 443 К. Как видно Т_ср меньше Т_s примерно на 2 %, что находится в пределах точности технического расчета.

4. КОНТРОЛЬНО - ИЗМЕРИТЕЛЬНЫЕ ПРИБОРЫ И АВТОМАТИЗАЦИЯ УСТАНОВКИ

Под автоматизацией производства понимается такая система применения приборов, устройств, механизмов и аппаратов, при которой производственный процесс протекает по заранее заданному технологическому режиму без непосредственных физических усилий человека, а лишь под его контролем. При этом из сферы производства не вытесняется труд человека, но он приобретает новое качество - становится более сложным и содержательным.

Автоматизация призводства является высшей формой развития призводственных процессов и по мере их усложнения и ускорения становится технически необходимым. Вместе с тем автоматизация является средством повышения безопасности и улучшения гигиенических условий труда. Конечной целью автоматизации является создание полностью автоматизированных производств, где роль человека сводится к составлению режимов и программ технологических процессов.

4.1 Описания функциональной схемы автоматизации установки ГФУ

В процессе газофракционирования контролируются следующие парамерты:

1. Расход газоконденсата т.е сырья, также соотношение расходов сырья и абсорбента, идущих в фракционирующий абсорбер 1, расход кубового остатка идущий в ректификационную колонну 5.

2. Давление в фракционирующем абсорбере 1, давлние регулируется за счет расхода сухого газа выходящего из абсорбера. А также контролируется давление в ректификационных колоннах 5, 8, 11, 16, 27, 33. За счет выхода пропана, изо - бутана, пентан - гексановой фракции.

3. Температуру в фракционирующем абсорбере 1. С понижением температуры увеличивается значение фактора абсорбции и коэффициента извлечения компонента. Также конторлируется температура в трубопроводе.

4. Уровень кубового остатка в абсорбере 1, в ректификационных колоннах 5, 8, 11, 16, 27, 37 и в емкости 6.

4.2 Автоматическое регулирование параметров

1. Расход газоконденсата, абсорбента и кубового остатка измеряются диафрагмой камерной ДК 16, которая передает сигнал дифманометру расходамерному ДСП 3 с выходным сигналом от 20 до 100 кПа. Этот сигнал воспринимается пневматическим вторичным прибором ПВ 10.1.Э, показывающий и регистрирующий на диаграмной ленте.

2. Температура в аппаратах не должна отклоняться от заданных технологическим регламентом. Температура измеряется термометром сопротивления с медным чувствительным элементом ТСМ, с пределами измерения от - 50 ⁰С до + 200 ⁰С. Сопротивления ТСМ преобразуется нормирующим преобразавателем Ш - 704 в токовой сигнал (0 - 5 и 4 - 20 мА) и (0 - 10 В). Этот сигнал воспринимается пневматическим вторичным прибором ПВ 10.1.Э, показывающий и регистрирующий на диаграмной ленте. Со вторичного прибора сигнал идет на устройство регулирующее пневматическое пропорционально - интегральное ПР 3.31, которое подает команду мембранному исполнительному механизму МИМ об откырии или закрытии клапана.

3. Уровень в колоннах и в емкости измеряется уравномером поплавковым УДУ - 10, который подает команду мембранному исполнительному механизму об открытии или закрытии клапана выпуска жидкости из аппарата.

4. Давление измеряется манометром сильфонным пневматическим, с выходным сигналом от 20 до 100 кПа. Этот сигнал воспринимается вторичным пневматическим прибором, показывающий на диаграмной ленте ПВ 10.1. Э. От него сигнал идет на устройсво регулирующее пневматическое пропорционально - интегральное ПР 3.31, которое подает команду мембранному исполнительному механизму об открытии или закрытии клапана.

Таблица 4.1

Таблица параметров контрольно - измерительных средств

№ n.n	Аппарат или технологич. поток	Контролируе-мый параметр	Требуемый регламент	Класс точности	Периодичное измерение	Местный контроль	Регистрация, запись	Звукавая сигнализация	Световая сигнализация	Центролизован-ный контроль	Регулирование или управлен	Интегри- рование
			Номин значен. парам.	Отклон значен. парам.
1	2	3	4	5	6	7	8	9	10	11	12	13	14
1. 2. 3. 4. 5. 6	Трубопровод Трубопровод Фракционир Абсорбер1 Фракционир Абсорбер1 Фракционир Абсорбер1 Фпакционир Абсорбер1	F,расход м3/r FF соотношение Р, МПе добавление Т,0С Температура Т,0С Температура L, мм уровень	312,6 2:1 1 37 97 4000	- -	0,1 0,1 0,1 0,1 0,1 0,5	пост пост пост пост пост пост	- - - - - -	+ + + + + +	- - - - - -	- - - - - -	+ + + + + +	+ + + + + +	- - - - - -
7. 8. 9. 10. 11. 12. 13. 14. 15.6.	Трубопровод Ректификац. колонна 5 Ректификац. колонна 5 Емкость 6 Ректификац. колонна 8 Ректификац. колонна 8 Трубопровод Пропановая колонна 11 Пропановая колонна 11 Ректификац. колонна 16	F, м3/ч расход Р, МПа давление L, мм уровень L, мм уровень Р, МПа давление L, мм уровень Т, 0С температура Р, МПа давление L, мм уровень Р, МПа давление	47,7 1,2 4000 4000 1 4000 70 1,4 4000 1,2	- - - -	0,1 0,1 0,5 0,5 0,1 0,5 0,1 0,1 0,5 0,1	пост пост пост пост пост пост пост пост пост пост	- - - - - - - - - -	+ + + + + + + + + +	- - - - - - - - - -	- - - - - - - - - -	+ + + + + + + + + +	+ + + + + + + + + +	- - - - - - - - - -
17. 18. 19. 20. 21. 22. 23. 24. 25.	Ректификац. колонна 16 Ректификац. колонна 27 Ректификац. колонна 27 Ректификац. колонна33 Ректификац. колонна 33 Трубопровод Трубопровод Трубопровод Трубопровод	L, мм уровень Р, МПа давление L, мм уровень Р, МПа давление L, мм уровень F, м3/ч Расход изобутана F, м3/ч расход н. бутана F, м3/ч расход н. пентана F, м3/ч расход гексана	4000 0,9 4000 0,95 4000 15,7 20,11 14,7 23,02	- -	0,5 0,1 0,5 0,1 0,5 0,1 0,1 0,1 0,1	пост пост пост пост пост пост пост пост пост	- - - - - - - - -	+ + + + + + + + +	- - - - - - - - -	- - - - - - - - -	+ + + + + + + + +	+ + + + + + + + +	- - - - - - - - -

Таблица 4.2

Спецификация на приборы и средства автоматизации

№ n.n	Номер позиции на схеме	Наименование контролир. параметров	Наименование и характеристика прибора	Тип и марки прибора	Завод изготовитель	Кол.
1	2	3	4	5	6	7
1 2 3 4 5 6 7	1 - 1 2 - 1 7 - 1 22 - 1 23 - 1 24 - 1 25 - 1	F (расход)	Диафрагма камерная для трубопроводов с внутренним диаметром 50 - 520 мм. Условное давление 1,6 МПа. Диафрагма изготовлена из стали 12Х18Н10Т	ДК - 16	Иваново - Франковское ПО «Геофиз - прибор»	7.
8 9 10 11 12 13 14	1 - 2 2 - 2 7 - 2 22 - 2 23 - 2 24 - 2 25 - 2	F (расход)	Дифманометр расходомерный с выходным сигналом от 20 до 100 кПа. Предельный номинальный перепад давления 1кПа. Рабочее давление 0,25 МПа. Класс точности 1,5. габаритные размеры 351х315х675, масса 31кг. Давление питания 140 кПа	ДСП - 3	Рязанский завод «Теплопри-бор»	7.
15 16 17 18 19 20 21 22 23	1 - 3 2 - 3 7 - 3 22 - 3 23 - 3 24 - 3 25 - 3 3 - 2 8 - 2	F (расход) Р(давление)	Прибор вторичный пневматический, показывающий и регистрирующий на диаграмной ленте. Питание осуществляется воздухом давлением 140 кПа. Длина шкалы приборов и ширина после записи диаграммы 100мм. Скорость движения диаграммы 20 - 60 м/r Класс точности 1
24 25 26 27 28 29 30 31	1 - 1 2 - 1 7 - 1 22 - 1 23 - 1 24 - 1 25 - 1	Т (температура)	Сликролный двигатель питается переменным током напряжение 220 В, частотой 50 Гц. Система переключается на ручные, дистанционные, автоматические управления. Расход воздуха 7л/мин. Габаритные размеры 160х200х438 мм Масса 10 кг.	ПВ 10.1.Э	Московский Завод «Гизприбор»	17.
32	1 - 4	FF (соотношение)	Устройство регулирующее пневматическое пропорционально - интегральное соотношение. Диапазон настройки пределов пропорциональности 2 - 3000%, времени 0,05 - 100мм, соотношение от 1:1 до 11:К. Давление питания 140 кПа. Масса 3,3 кг Основная погрешность %	ПР 3.33 Системы «Старт»	Московский завод «Гизприбор»	1.
33 34 35 36 37 38 39	1 - 3 2 - 3 7 - 3 22 - 3 23 - 3 24 - 3 25 - 3	Р (давление)	Манометр сильфонный пневматический. Выходной сигнал от 20 до 100 кПа. Воздух питания 0,14 МПа Пределы измерения от 0 - 0,04 до 0 - 0,4 МПа Класс точности 1,5			7.
40 41	3 - 3 8 - 3		Устройство регулирующее пневматическое пропорционально - интегральное
42 43 44 45 46	11 - 3 14 - 3 16 - 3 18 - 3 20 - 3	Р (давление)	Диапазон настройки пределов пропорциональности 2 - 3000%, времени интегрирования 0,05 - 100 мм. Давление питания 140 кПа. Основная погрешность %. Габаритные размеры 121х205х112 мм. Масса 2,3 кг.	ПР 3.31 Системы «Старт»	Московский завод «Гизприбор»	7.
47 48 49	4 - 1 6 - 1 13 - 1	Т (температура)	Термометр сопротивления с медным чувствительным элементом. Пределы измерения от -50 0С до +2000С. Материал защитной арматуры Ст 08х13. Длина монтажной части от 80 до 3150 мм. Условное давление 0,4 МПа	ТСМ 0879	Луцкий приборо - стройтельный завод им. 60 летие СССР	3.
50 51 52	4 - 2 6 - 2 13 - 2	Т (температура)	Нормирующий преобразователь Выходной сигнал: унифицированный электрический сигнал постоянного тока (0 - 5 и 4 - 20 МА, 0 - 13 В). Пределы измерения от 0 до 200 0С. Погрешность 0,53 - 1,35% Сопротивление цепи выхода 2 кОм. Габаритные размеры 60х160х350 мм. Масса 3,5 кг. Класс точности 0,6	Ш - 703	Киев ПО «Электроприбор»	3.
53 54 55	4 - 3 6 - 3 13 - 3	Т (температура)	Электропневматический преоброзаватель Выходной сигнал 0 -5 МА, выходной сигнал 0,02 - 0,1 МПа. Пределы измерения 0 - 2000С Погрешность измерения 1,20% Класс точности 0,5	ЭПП	Киев ПО «Электроприбор»	3.
56 57 58	4 - 5 6 - 5 13 - 5	Т (температура)	Устройство регулирующее пневматическое пропорционально - интегральное. Диапазон настройки пределов пропорциональности 2 - 300%. Давление питтания 140 кПа Основная погрешность %. Габаритные размеры 121х205х112 мм	ПР 3.31 Системы «Старт»	Московский завод «Гизприбор»	3.
59 60 61 62 63 64 65 66	5 - 1 9 - 1 10 - 1 12 - 1 15 - 1 17 - 1 19 - 1 21 - 1	L (уровень)	Уравномер поплавковый. Пределы измерения 0,02 - 16 м. Плотность измеряемой жидкости 0,7 - 1,2 г/см3 Температура измеряемой среды от -50 0С до +60 0С. Оснавная погрешность измерения 20 0С мм. Скорость измерения уровня не более 1 м/ч.	УДУ - 10	Рязанский завод «Теплоприбор»	8.
67 68 69 70 71 72 73 74	5 - 2 9 - 2 10 - 2 12 - 2 15 - 2 17 - 2 19 - 2 21 - 2	L (уровень)	Прибор вторичный с пультом контроля и сигнализацией в комплекте с УДУ - 10. Класс точности 1. Габаритные размеры 120х180х348мм. Масса 8 кг	ПКС - 2м	Ливенская ПО «Промприбор»	8.
75 76 77 78 79	5 - 3 9 - 2 10 - 3 12 - 3 15 - 3	L (уровень)	Устройство регулирующее пневматическое пропорциональное. Диапазон пропорциональности 2 - 3000%.		Московский завод «Гизприбор»	8.
80 81 82	17 - 3 19 - 3 21 - 3		Давление питания 140 кПа. Оснавная погрешность 5%. Габаритные размеры 121х205х112 мм Масса 2,0 кг	ПР 278 Системы «Старт»
83 84 85 86 87 88 89 90 91 92 93	1 - 5 7 - 5 3 - 4 8 - 4 11 - 4 14 - 4 16 - 4 18 - 4 20 - 4 4 - 6 6 - 6	F (расход) Р (давление) Т (температура)	Мембранно - пружинный исполнительный механизм. Давление в рабочей полости 0,4 МПа. Полный рабочий ход выходного элемента механизмов осуществяется при изменении командного сигнала от 20 до 100 кПа Температура окружающей среды от -30 0С до +50 0С. Относительная влажность до 98%	МИМ	ПО «Прикорпат промарматура»	20.
94 95 96 97 98 99 100 101 102	13 - 6 5 - 4 9 - 4 16 - 4 12 - 4 15 - 4 17 - 4 19 - 4 21 - 4	L (уровень)

5. ОХРАНА ОКРУЖАЮЩЕЙ СРЕДЫ - ОТХОДЫ ПРОИЗВОДСТВА, СТОЧНЫЕ ВОДЫ И ЗАГРЯЗНЕНИЕ ВОЗДУХА

Быстрые темпы роста нефтеперерабатывающей и нефтехимической промышленности делают исключительно важной задачу охраны внешней среды от загрязнений вредными выбросами НПЗ. Поэтому в ходе разработки проектов следует предусматривать комплекс мероприятий, призванных сократить потери нефтепродуктов и реагентов, вредные выбросы в атмосферу, воду, почву.

5.1 Источники вредных выбросов в атмосферу

Основными вредными веществами, выбрасываемыми в атмосферу на НПЗ, являются углеводороды, сернистый газ, сероводород, окись углерода, аммиак, фенол, окислы азота и т. д. Установка ГФУ относится к числу наиболее крупных источников загрязнения атмосферы.

На технологической установке ГФУ имеются как неорганизованные, так и организованные источники выбросов. Причиной выделения в атмосферу углеводородов, сероводорода, аммиака, фенолов является несовершенство технологического процесса, недостаточно высокий технический уровень оборудования, нарушения режима эксплуатации. Вредные вещества выделяются через неплотности в насосно-компрессорном оборудовании и арматуре, из открытых лотков, не закрытых воздушников отдельных аппаратов.

При использовании в качестве топлива нефтезаводских печей и заводских ТЭЦ неочищенного газа и сернистого мазута в атмосферу выделяются сернистый ангидрид и окислы азота. Поскольку зимой увеличивается количество сжигаемого топлива, в этот период заметно возрастает загрязнение атмосферы сернистым ангидридом и окислами азота.

5.2 Проектные решения по уменьшению загрязнения атмосферы

На основании результатов многолетних исследований определены направления борьбы с загрязнением атмосферы вредными выбросами НПЗ. В проектах строительства новых и реконструкции действующих предприятий предусматривается комплекс мероприятий по снижению выбросов в атмосферу углеводородов, сероводорода, окислов серы и азота, окиси углерода и других вредных веществ.

С целью значительного сокращения потерь углеводородов хранение нефти и легкокипящих продуктов на товарно-сырьевых базах НПЗ предусматривается в настоящее время только в резервуарах с понтонами и плавающими крышами. В промежуточных парках технологических установок заметное снижение выбросов достигается применением газоуравнительных систем. Для предотвращения контакта некоторых продуктов с кислородом воздуха хранение этих продуктов организуется под азотной «подушкой».

Весьма эффективным мероприятием, предотвращающим выбросы вредных веществ в атмосферу, является проектирование комбинированных установок и установок, работающих по схеме прямого питания. В проектах следует в максимально возможной степени предусматривать подачу продуктов с одной установки на другую, минуя промежуточные резервуарные парки, через буферные емкости, снабженные «подушкой» инертного или углеводородного газа.

Сокращение выбросов вредных веществ в атмосферу с градирен оборотного водоснабжения достигается путем ликвидации источников поступления этих веществ в оборотную воду. В проектах предусматривается широкое внедрение воздушного охлаждения, герметизация трубных пучков и крышек водяных холодильников, ликвидация узлов охлаждения продуктов непосредственным смешением. При проектировании вакуумных систем следует избегать применения барометрических конденсаторов смешения, что позволяет отказаться от эксплуатации третьей системы оборотного водоснабжения, которая является крупным источником выделения в атмосферу паров углеводородов и сероводорода.

Чтобы ликвидировать или значительно сократить вредные выбросы нефтеловушек, нефтеотделителей и других устройств канализационных систем, в проектах предусматривается внедрение систем закрытого дренажа, герметизация колодцев, сооружение нефтеловушек закрытого типа. Необходимо, чтобы в проектах НПЗ учитывалась очистка нефтеловушек, ликвидация накапливающихся в них остатков. С этой целью проектируются специальные установки по сжиганию шламов.

С целью сокращения потерь продуктов при сливе следует применять только освоенные серийно установки герметизированного слива нефтепродуктов. Переход на полностью герметизированный налив нефтепродуктов и легкокипящих веществ в ближайшее время неосуществим в связи с отсутствием серийного выпуска технических средств для этой цели. Поэтому в проектах необходимо предусматривать комплекс организационно-технических мероприятий, позволяющих снизить потери при наливе -- внедрение ограничителей налива, телескопических стояков, организацию налива продуктов в слой жидкости, а не открытой струей.

Для сокращения вредных выбросов от горящих факелов в проектах применяется комплекс мероприятий, которые: 1) предотвращают сброс на факел; 2) позволяют в максимально возможной степени утилизировать сброшенные в факельную систему пары и газы; 3) улучшают условия сгорания на факеле.

Для предотвращения частого сброса на факел установочное давление предохранительных клапанов и, соответственно, расчетное давление аппаратов принимается на 15--20% выше рабочего, технологического давления. В проектах детально прорабатываются мероприятия по увязке газового баланса с тем, чтобы получаемые в технологических процессах углеводородные газы использовались как топливо, а не сжигались бесполезно на факелах. Чтобы улучшить условия эксплуатации факельных труб, применяется бездымное сжигание газа, а также системы автоматизированного зажигания факела.

Для снижения выброса сернистого ангидрида при сжигании топлива в проектах НПЗ и НХЗ необходимо предусматривать следующие мероприятия: полное использование сухого газа для топливных нужд; очистку сухих газов от серы; приготовление для собственных нужд НПЗ малосернистого мазута; объединение дымопроводов от всех печей установки с целью строительства на установке одной высокой дымовой трубы взамен множества мелких труб.

Сокращению вредных выбросов в атмосферу на технологических установках способствуют: применение укрупненных и комбинированных установок, что позволяет уменьшить число единиц оборудования; использование в проектах насосов с торцовыми уплотнениями и бессальниковых герметичных электронасосов; применение более совершенных конструкций теплообменного оборудования. С целью сокращения потерь в проектах стремятся широко использовать поршневые компрессоры без смазки, центробежные машины. Разработаны новые конструкции компрессоров, которыми оснащаются проектируемые газофракционирующие установки. Этими же машинами заменяются устаревшие газомоторные компрессоры на реконструируемых установках.

5.3 Предельно допустимые и временно согласованные выбросы

В целях усиления защиты атмосферы от загрязнений, улучшения контроля за вредными выбросами ведется работа по установлению для каждого промышленного предприятия предельно допустимых выбросов вредных веществ (ПДВ).

Предельно допустимый выброс является научно-техническим нормативом, устанавливаемым для каждого конкретного источника загрязнения атмосферы при условии, что выбросы вредных веществ от него и всей совокупности источников города или другого населенного пункта не создадут приземных концентраций, превышающих установленные нормативы качества воздуха. В тех случаях, когда на предприятии величина ПДВ по объективным причинам не может быть достигнута в настоящее время, по согласованию с органами Госкомгидромета планируется поэтапное, с указанием продолжительности каждого этапа снижение выбросов до величин, обеспечивающих соблюдение ПДВ. На этот период для предприятий устанавливаются величины временно согласованных выбросов (ВСВ).

Величины ПДВ и ВСВ устанавливаются в т/год, а контрольные значения -- в г/с. Контрольные значения ПДВ и ВСВ не должны быть превышены в любой двадцатиминутный интервал.

ПДВ и ВСВ, как правило, устанавливаются для каждого источника загрязнений отдельно. Однако, учитывая специфику НПЗ, характеризующихся большим числом мелких выбросов в атмосферу одного и того же ингредиента, рассредоточенных на площадке предприятия, допускается установление ПДВ (ВСВ) подобных ингредиентов для основных источников загрязнения воздушного бассейна и суммарного ПДВ (ВСВ) для предприятия в целом. При наличии на НПЗ производств с крупными выбросами в атмосферу неспецифичных для всего завода веществ для них устанавливаются отдельные величины ПДВ (ВСВ),

Правила установления допустимых выбросов вредных веществ промышленными выбросами определены в ГОСТ 17.2.3.02--78.

Проведение работ по установлению ПДВ (ВСВ) на предприятиях возглавляется ведомственными головными организациями, функции которых обычно поручаются проектным институтам -- генеральным проектировщикам предприятий. В работе участвуют также отраслевые научно-исследовательские институты и сами предприятия.

Для вновь проектируемых предприятий расчетные значения ПДВ устанавливаются проектирующей организацией на всех стадиях проектирования (обосновывающие материалы, проект; рабочие чертежи) по проектным данным. Если после установления ПДВ (ВСВ) для предприятия принимается решение о строительстве на нем новых объектов или о реконструкции отдельных цехов, то в объеме разрабатываемой технологической документации должны быть представлены материалы о вредных выбросах нового производства, причем величина этих выбросов не должна приводить к превышению ПДВ.

6. ТЕХНИКА БЕЗОПАСНОСТИ И ОХРАНА ТРУДА НА УСТАНОВКЕ

Нефть, горючие газы и нефтепродукты обладают опасными и вредными свойствами. При нарушении технологического режима, несоблюдении правил безопасности на производстве по переработке нефти происходят аварии и несчастные случаи, у работающих возникают профессиональные заболевания. Аварии и несчастные случаи вызываются следующими причинами:

1. Нефть и нефтепродукты являются горючими веществами и кроме того, при определенной температуре способны самовоспламенятся. При замедленном коксовании и в некоторых других процессах сырье и продукты нагреваются до температуры, близких к температуре самовоспламенения и даже превышают ее. В тоже время на установках имеются источники открытого огня- трубчатые печи.

2. В технологическом процессе участвует большое количество продуктов, пары которых могут создавать с воздухом взрывоопасные смеси. Такие смеси образуются в закрытых помещениях, внутри аппаратов. При наличии импульса воспламенения смеси взрываются. Источниками импульса воспламенения могут быть искры от неисправного электрооборудования, открытый огонь и т.д. Взрывы и пожары могут вызываться так называемым статическим электричеством, которое возникает при трении друг о друга двух диэлектриков или диэлектриков об метал (при перекачке нефтепродуктов по трубопроводам и резиновым шлангам, переливание нефтепродукта из сосуда в сосуд, транспортирование сыпучих продуктов (кокса) по транспортировкам и т.д.). Источником воспламенения также являются разряды атмосферного электричества - молнии.

3. Процесс проводят при повышенном давлении и существует возможность разрыва аппаратов и трубопроводов из-за внезапного повышения давления выше расчетного.

4. Сырье и продукты установки ГФУ относятся к числу вредных веществ, обладающих токсическими свойствами.

5. На установке имеются электродвигатели, осветительные приборы и другие электрические устройства. При неправильном обращении с электрическим током возможны электрические удары, когда током поражается весь организм, и электротравмы, результатом которых являются местные поражения тела - ожоги.

Схема расположения установки соответствует требованиям безопасности, указанным в нормах технологического проектирования нефтеперерабатывающего завода, причем применены следующие безопасные мероприятия:

1. Для неутепленного оборудования и трубопроводов с температурой более 60^оС, на части, где часто производятся операции и обслуживание, устанавливаются теплоизоляционный слой или изоляционная сетка для защиты от ожога.

2. Все электродвигатели и другое электрооборудование выполнены из взрывобезопасного исполнения.

3. Предусмотрены пружинистые предохранительные клапаны для оборудования под давлением и в месте, где понадобится предохранительный клапан.

4. Оборудования и помещения размещены по требованиям к расстоянию друг от друга, предусмотрены каналы для осмотра, ремонта, обслуживания, пожаротушения и эвакуации, с тем чтобы обеспечить безопасность зданий и сооружений, также эвакуацию людей при аварии.