Аналіз існуючих методів ресурсозбереження та енергозбереження на установках первинної переробки нафти

Втрати в печах складають близько 23% загальної підведеної енергії, відведення тепла в дефлегматорах колон - 27%, відведення тепла з кінцевих холодильників - 23%, витрати в колонах, дегідраторах та інших апаратах - близько 12%, фізичне тепло продуктових потоків - 15%. Для наведеного рівня енергозатрат на власні потреби установки витрачається 2,9% нафти, що переробляється. Енергоресурсний ККД установки при 1% втрат нафтопродуктів складає 96%.

У даній схемі для забезпечення необхідної якості продуктів потрібно підводити в ректифікаційні колони 1070 МДж/т тепла, з них - 50 МДж/т з перегрітою парою. При практично досягнутому ступені рекуперації 57%, тепло, яке необхідно підвести в печі, складає 410 МДж/т. При максимально можливому ККД з_п =93% для нагрівання нафти і отримання пари необхідне тепло палива в кількості 495 МДж/т, або 16,9 кг у.п./т. З урахуванням витрат електроенергії сумарні витрати первинного палива 19 кг у.п./т, або 1,3% від нафти, що переробляється: з меншою витратою енергоресурсів дана схема працювати не може. Граничний енергоресурсний ККД при 1% втрат нафти дорівнює 97,7%.

Техніко-економічний аналіз показує, що оптимальні витрати енергії, які відповідні мінімальним приведеним витратам, лежить в області 23-24 кг у.п/т, тобто вище мінімально можливого на 20-25%. Оптимальне значення енергоресурсного ККД знаходиться в межах 97,2-97,6%.

Дана схема на сьогоднішній день не є оптимальною. Наприклад, кращі показники мають схеми з розгонкою нафти без попереднього відбензинювання. Особливістю цієї схеми є застосування газу замість пари для відпарки продуктів, а також наявність продукту колони, що дає можливість регулювати тиск у колоні [20].

Розглянемо схему на рис. 5.4.

Рис. 5.4. Схема первинної перегонки нафти з відпаркою продуктів сухим газом: ЕДГ - електродегідратор; С-1 - сепаратор; К-2 - основна ректифікаційна колона; К-3 - стабілізатор бензину; К-4 -деетанізатор; Кр - компресор; ВК - відпарні колони.

Сира нафта в системі рекуперативного теплообміну підігрівається приблизно до 260 ?С і надходить в сепаратор С-1, з якого пари направляються безпосередньо в колону К-2, а рідини в піч, де нагрівається до 340-350 ?С. Для відпарки залишку в нижню частину колони подається газ, нагрітий в печі до 370-380 ?С. Увідпарні колони також подається сухий газ. Температура його для кожної секції індивідуальна і регулюється подачею більш холодного газу. Пари верху колони К-2 конденсуються сирою нафтою, газова фаза з сепаратора С-1 відсмоктується компресором, і таким чином регулюється тиск у колоні. Він може бути вищим, рівним або нижчим атмосферного. Зі зниженням тиску температура знижується, зменшується витрата палива, але для досягнення цього потрібно збільшити потужність компресора. На виході з компресора скраплений газ охолоджується і разом з нестабільною головкою з колони стабілізації бензину К-3 подається в колону К-4 (деатанізатор). Верхнім продуктом К-4 є сухий газ, а нижнім - зріджені гази. Включення колони К-4 в склад установки АТ диктується необхідністю подачі сухого газу на віддувку.

Мінімальна робота розділення західносибірської нафти густиною 850 кг/м³ на вісім фракцій складає 18,6 МДж/т. Для забезпечення колони К-2 і відпарних колон мінімальна витрата тепла складає 700 МДж/т, тобто на 35% менше, ніж за схемою з колоною відбензинювання. В системі рекуперації тепла, включаючи кип'ятильники К-3 і К-4, відводиться 400 МДж/т, і в печах підводиться 300 МДж/т тепла. Мінімальна витрата палива (з_п=93%) складає 11,0 кг у.п./т. Сумарні витрати первинних енергоресурсів складають 13,6 кг у.п./т, тобто теоретично ця схема економічніша, ніж та, яку розглядали раніше на 28% при більш широкому асортименті одержуваних продуктів.

При режимах роботи в області економічного оптимума (з_п=91%, в=57%) енергетичний і ексергетичний баланси установки представлені в табл.5.1.

Таблиця 5.1. Енергетичний і ексергетичний баланси установки первинної перегонки нафти (рис.5.4) [21]

Підвищені витрати електроенергії обумовлені наявністю компресора. Загальні енерговитрати в еквіваленті первинного палива - 18,8 кг у.п., енергосировинний ККД дорівнює 97,7%, споживання нафти на власні потреби - 1,3%.

Як видно із наведених даних, схема з однією ректифікаційною колоною в області економічного оптимума ефективніша, ніж типова на 18%, зниження енергозатрат складає 4,2 кг у.п./т. Таким чином, енерговитрати на атмосферну перегонку нафти можуть бути знижені в два рази порівняно з нині діючими нормами, але це може бути реалізовано тільки при заміні існуючих установок новими, тобто за достатньо тривалий період часу.

Комбінування процесів знесолення, атмосферної і вакуумної перегонки в установках ЕЛОУ-АВТ призвело до значного зниження витрат енергоресурсів.

При вакуумній перегонці мазуту значно скоротити витрати енергії дозволяє застосування вакуум-насоса з електричним приводом замість останнього ступеня парового ежектора. Термін окупності такої конструкції близько трьох років. Вартість електроенергії на привод вакуум-насоса складає приблизно 25% вартості зекономленої пари [22].

5.1 Комбінування технологічних процесів з метою зменшення енергетичних витрат

У сучасній промисловості з переробки нафти поєднуються дві галузі - нафтопереробка та нафтохімія.

Комбінування нафтопереробної та нафтохімічної, а отже і хімічної галузей промисловості, дозволяє одержати високий економічний ефект в народному господарстві. Зокрема, створюється можливість повноцінної утилізації відходів і не використаних продуктів.

Основними принциповими варіантами комбінування в нафтопереробній промисловості можуть бути такі.

1. Власне процеси переробки нафти з одержанням палив і олив - паливно-оливна гілка процесу деструктивної переробки для вироблення нафтохімічної сировини.

2. Переробка легких вуглеводнів (низькооктанового бензину, лігроїну, газових конденсатів, природних і супутних газів)для одержання нафтохімічної сировини і виробництво з її переробки. Якщо на заводі потужністю 12 млн.т нафти поєднати процеси з переробки нафти і деструктивні процеси, які забезпечують нафтохімічну сировину, наприклад алкени, то вартість зменшиться на 10-12%. Якщо на такому ж заводі використовувати 20% сухих газів крекінг-процесу, то можна одержати 150 тис.т аміаку в рік.

Велике значення має використання сполук сірки, які видаляють з нафтопродуктів при їх очищенні, у виробництві сульфатної кислоти. Крім того, зі сполук сірки можна одержувати значні кількості високоякісної елементарної сірки і її похідних [23].

5.1.1 Комбінування електрознесолення і первинної переробки нафти (ЕЛОУ+АВТ)

Електрознесолення нафти на нафтопереробних заводах до останнього часу здійснювалося на установках ЕЛОУ. На цих установках нафта попередньо нагрівалась за рахунок тепла водяної пари під тиском 1-1,3 МПа. Після електродегідраторів зневоднена і знесолена нафта надходила через холодильники в проміжні ємності на зберігання. При цьому тепло, яке накопичила нафта при знесоленні, втрачалося з охолоджуючою водою. В подальшому нафта знову нагрівалася на установках первинної перегонки АТ або АВТ за відомою схемою потоків (рис.5.5). Підігрівники сирої нафти і холодильник знесоленої знаходились на ЕЛОУ, а підігрівники сировини перед первинною перегонкою і сировинні насоси - на АВТ [24].

Рис. 5.5. Схема підготовки нафти на окремих установках: 1 - мірник сирої нафти; 2 - насоси; 3 - підігрівники; 4 - ЕЛОУ; 5 - холодильник; 6 - АТ.І - водяна пара; ІІ - вода; ІІІ - знесолена нафта; IV - гарячі нафтопродукти.

5.1.2 Комбінування АТ з вакуумною перегонкою мазуту (ВТ)

Раніше установки для атмосферної перегонки нафти і вакуумної перегонки мазуту будувалися окремо і не мали між собою ніякого жорсткого технологічного зв'язку. В результаті цього витрачалася надлишкова енергія, споруджувалися додаткові теплообмінні апарати, ємності, трубопроводи і більш потужні підігрівники вогняної дії. На рис. 5.6 наведена схема потоків мазуту на окремо розміщених атмосферних і вакуумних установках і при їх комбінуванні[25].

Рис.5.6. Комбінування установки АТ і ВТ: 1 - холодильник; 2 - проміжний резервуар мазуту; 3 - насос; 4 - підігрівник мазуту; 5 - ВТ; 6 - АТ.І - знесолена нафта; ІІ - вода; ІІІ - теплоносій; IV - водяна пара. Пунктиром показано надходження мазуту при роздільних установках АТ і ВТ; суцільною лінією - при комбінуванні цих установок.

5.1.3 Комбінування АТ або АВТ з установкою вилуговування світлих нафтопродуктів

До останнього часу вилуговування бензинів, гасів і дизельних палив здійснювалося на окремо стоячих від АТ або АВТ установках. Дистиляти надходили на вилуговування з проміжних ємностей і мали температуру 35-50 ?С.

Компоненти світлих нафтопродуктів рекомендується вилуговувати за наступних температур: фракції 85-140 ?С і 140-240 ?С при 50 ?С; фракцію 240-350 ?С при 90 ?С. Таким чином, компоненти, які надходять на очисну установку, доводиться підігрівати знову водяною парою. При комбінуванні процесів АТ або АВТ з вилуговуванням і охолодження компонентів на установці первинної перегонки і проміжне зберігання компонентів виключаються і, отже, необхідність підігрівання компонентів, які очищаються перед вилуговуванням, відпадає.

5.1.4 Комбінування АВТ зі стабілізацією і абсорбцією газів

При переробці нафти, багатої на вуглеводневі компоненти, на установці первинної перегонки виділяються бензинові фракції, які містять значну кількість пропанової і бутанової фракцій. Тому бензини, які одержують з установок первинної перегонки, повинні піддаватися стабілізації, а жирні гази - абсорбції. Раніше для цієї мети споруджували спеціальні стабілізаційні установки, які являють собою самостійні технологічні об'єкти. В наш час всі знову споруджувані установки первинної перегонки нафти обладнуються технологічними вузлами зі стабілізації бензинів і абсорбції жирних газів. А в даному випадку спорудження проміжних господарств, необхідних при роздільному здійсненні технологічних процесів, також не потрібне. В результаті значно скорочуються енерговитрати і знижується собівартість продукції [26].

6. Вибір і обґрунтування реактора

У виробництвах невеликого масштабу використовуються ректифікаційні установки періодичної дії (рис. 6.1). Вихідну суміш завантажують у куб 1, оснащений нагрівальним пристроєм. Суміш підігрівається до кипіння і її пари надходять під нижню тарілку ректифікаційної колони 2. Піднімаючись по колоні, пари збагачуються HK i яким збіднюється стікаюча вниз флегма, що надходить із дефлегматора 3 на верхню тарілку колони. Пари з колони надходять у дефлегматор 3, де вони повністю або частково конденсуються, У випадку повної конденсації рідина розділяється за допомогою роздільника 4 на флегму й дистилят. Кінцевий продукт (дистилят) охолоджують у холодильнику 5 і направляють у збірники 6.

Рис. 6.1. Схема періодично діючої ректифікаційної установки:1 -- куб; 2 -- ректифікаційна колона; 3 -- дефлегматор; 4 -- роздільник флегми; 5 -- холодильники; 6 -- збірники дистиляту.

Після того як досягнутий заданий склад залишку в кубі (про це судять з температури кипіння рідини в ньому) залишок зливають, завантажують куб вихідною сумішшю й операцію повторюють.

Зіставляючи періодично діючу колону з ректифікаційною колоною безперервної дії, можна помітити, що перша працює, подібно верхньої частини безперервно-діючої колони, як колона для зміцнення пари, а куб відіграє роль вичерпної частини.

Основним елементом ректифікаційної колони є контактні пристрої.

Конструкція контактного пристрою повинна забезпечувати як можна більшу величину масообміну на ньому. Це досягається в першу чергу шляхом створення великої поверхні контакту фаз і такої гідродинамічної обстановки, при якій коефіцієнт масопередачі буде найбільшим.

У тарілчастих ректифікаційних колонах поверхня контакту фаз утворюється в процесі руху взаємодіючих потоків на тарілках. З тарілки на тарілку рідина перетікає через переливні пристрої (стакани). Для того щоб на поверхні тарілки втримувався певний шар рідини, переливні склянки виступають над тарілкою на деяку висоту. Нижні кінці їх занурені в переливні чаші, розташовані на нижчележачих тарілках, що створює гідравлічний затвор для проходу пари через переливний стакан. Види тарілок наведені на рис. 6.2.

Рис. 6.2. Види тарілок ректифікаційної колони: а) ситчаста тарілка; б) одноковпачкова тарілка; в) тарілка подвійної дії.

На рис. 6.2.(а) представлена ситчаста тарілка із двома циліндричними зливальними склянками. Ситчасті тарілки застосовують як для чистих рідин, так і для рідин, що містять суспензії. Для перших отвори мають діаметр 2 - 3 мм, для других - 7 - 8 мм.

У колонах великого діаметра при потоці рідини на тарілках створюється значна різниця між рівнями рідини при вході й виході її з тарілки. Внаслідок цього можливий нерівномірний прохід пари через отвори в різних крапках колони. Щоб усунути це явище, тарілки встановлюють із нахилом убік потоку рідини; при цьому створюється однаковий рівень її на тарілці.

Істотний недолік ситчастих тарілок у тім, що рідина на них утримується тільки за рахунок тиску пари. Тому при падінні тиску в колоні рідина провалюється через отвори тарілок.

Основноюперевагоюситчастих тарілок є простота їхньої конструкції.

Ковпачкові тарілки мають різні пристрої. Основні типи ковпачкових тарілок, застосовуваних у харчових виробництвах, представлені на рис. 6.2 (б).

На рис. 6.2. (б, в)наведені тарілки, які застосовуються для перегонки рідин, що містять завислі частки. Тарілка, зображена на рис. 6.2 (в) відрізняється тим, що в ній пара барботує у рідину із двох сторін: з-під країв ковпака й з-під країв коміра. Тому рідина, що тече по вузькому кільцевому проході, вступає в тісний контакт із порою. Така тарілка називається тарілкою подвійного кип'ятіння.

Поряд з тарілковими ректифікаційними колонами в хімічних виробництвах застосовують насадочні колони. У них контакт між парою й рідиною забезпечується насадкою.

Плівкові колони. Контакт між парою й рідиною відбувається на поверхні стікаючої рідкої плівки. Пари, збагачені в результаті обміну із флегмою нижчекиплячим компонентом, відводяться з апарата у верхній частині колони й надходять у холодильник.

Безперервно діюча ректифікація застосовується тільки на великих заводах, для яких вона представляє ряд економічних вигід. У нашій країні переважають великі спиртові заводи, і тому в нас застосовується переважно метод безперервно діючої ректифікації, яка розглянута в даній роботі. Принципова схема ректифікаційної установки наведена на рис. 6.3.

Рис. 6.3. Принципова схема ректифікаційної установки: 1 -- ємність для вихідної суміші; 2, 9 -- насоси; 3 -- теплообмінник-підігрівник; 4 -- кип'ятильник; 5 -- ректифікаційна колона; 6 -- дефлегматор; 7 -- холодильник дистиляту; 8 -- ємність для збору дистиляту; 10 -- холодильник кубової рідини; 11 -- ємність для кубової рідини.

Вихідна суміш із проміжнистої ємності 1 відцентровим насосом 2 подається в теплообмінник 3, де підігрівається до температури кипіння. Нагріта суміш надходить на поділ у ректифікаційну колону 5 на тарілку живлення, де склад рідини дорівнює складу вихідної суміші x_f.

Стікаючи вниз по колоні, рідина взаємодіє з парою, що піднімається вгору, яка утворюється при кипінні кубової рідини в кип'ятильнику 4. Початковий склад пари приблизно дорівнює складу кубового залишку х_w, тобто збіднений легколетким компонентом. У результаті масообміну з рідиною пара збагачується легколетким компонентом. Для більш повного збагачення верхню частину колони зрошують,відповідно до заданого флегмового числа, рідиною (флегмою) складу х_р, яку одержують із дефлегматора 6 шляхом конденсації пари, що виходить з колони. Частина конденсату виводиться з дефлегматора у виді готового продукту поділу -- дистиляту, що охолоджується в теплообміннику 7, і направляється в проміжну ємність 8.

З кубової частини колони насосом 9 безупинно відводиться кубова рідина -- продукт, що збагачений важколетким компонентом, що охолоджується в теплообміннику 10 і направляється в ємність 11.

Таким чином, у ректифікаційній колоні здійснюється безперервний нерівноважний процес поділу вихідної бінарної суміші на дистилят з високим вмістом легколеткого компонента і кубовий залишок, збагачений важколетким компонентом.

6.1 Теоретичні основи процесу ректифікації

Висновки

Для проведення будь-якого хіміко-технологічного процесу потрібні сировина, паливо, теплова і електрична енергія, охолоджуючі агенти (вода, повітря).

Важливим фактором економії енергії є ступінь термодинамічного вдосконалення всієї технологічної схеми виробництва. Тому важливу роль відіграє об'єднання технологічних установок.

У нафтопереробці комбінують наступні процеси:

? підготовка нафти до переробки (знесолення і зневоднення) з основними процесами атмосферної та вакуумної перегонки нафти: ЕЛОУ+АТ; ЕЛОУ+АВТ;

? поєднання атмосферної та вакуумної перегонки нафти: АТ+ВТ з одержанням АВТ;

? поєднання процесів атмосферної або атмосферно-вакуумної перегонки з термічним крекінгом; каталітичним крекінгом; контактним коксуванням; вилуговуванням світлих нафтопродуктів; стабілізацією, абсорбцією, чіткою ректифікацією і вторинною перегонкою бензинових фракцій.

Поєднання процесів очистки олив між собою, наприклад, селективної очистки з деасфальтизацією або депарафінізацією.

Вартість комбінованої установки значно нижча за вартість окремих установок. При цьому площа, яку вона займає, знижується приблизно на 70%, а чисельність експлуатаційного персоналу зменшується на 65%, витрати пари та води зменшуються приблизно вдвічі.

Поєднання установок дає можливість збільшити продуктивність установок на 18 %, знизити енерговитрати на 4,2 кг у.п./т, таким чином енерговитрати можуть бути знижені в два рази порівняно з нині діючими, що може бути реалізовано тільки при заміні існуючих установок новими.

Основними способами економії пари на НПЗ є: мінімізація кількості пари для процесів відпарювання і розділення продуктів; ліквідація витоку пари через з'єднання в паропроводах; зменшення втрат пари в конденсатовідвідниках; збирання конденсату і його використання в якості живильної води котлів; оптимізація параметрів промислової і побутової теплофікації; покращення ізоляції трубопроводів, а також арматури. Встановлено, що мінімальна кількість пари, яка потрібна для відпарювання легких нафтопродуктів складає 31,5 кг на 1 т та 65 кг на 1 т для важких нафтопродуктів. Для вимірювання і оптимізації витрат пари на парових лініях для відпарювання слід встановлювати лічильники та індикатори.

До скорочення кількості води, яка йде на охолодження, призводить до зниження витрат паливно-енергетичних ресурсів, а також заміна водяного охолодження повітряним. Широке використання повітряного охолодження скоротить потребу в охолоджуючій воді на 60-75%, а кількість стічних вод зменшиться на 25-45%. Відповідно скоротяться втрати нафти та нафтопродуктів, зменшаться витрати на водопостачання та каналізацію.

Список використаної літератури

1. Посилання: http://www.vuzlib.org/rps/27.htm - Нафтохімічний комплекс України.

2. Посилання:http://ukrstat.org/uk?Державна служба статистики України.

3. Левченко Д.Н., Бергштейн Н.В., Николаева Н.М. Технология обессоливания нефтейна нефтеперерабатывающих предриятиях. - М.: Химия, 1985. - 168 с.

4. Гуменецький В.В. Процеси та обладнаннянафтопереробних заводів. - Л.: Львівська політехніка, 2003. - 437 с.

5. Голомшток Л.И., Халдей К.З. Снижениепотребленияэнергии в процесах переработки нефти. (Экономия топлива и электроэнергии). - М.: Химия, 1990. - 144 с.

6. Рябов В.Д. Химия нефти и газа. - М.: Техника, ТУМА ГРУПП, 2004. ? 288 с.

7. Сафиева Р.З. Физикохимия нефти. Физико-химические основы переработки нефти. - М.: Химия, 1998. - 448 с.

8. Мановян А.К. Технология первичной переработки нефти и природного газа: учебное пособие вузов. - М.: Химия, 2001. - 568 с.

9. Смидович Е.В. Технология переработки нефти и газа. Ч.1. - М.: Химия, 1979. - 328 с.

10. Скобло А.И., Молоканов Ю.К., Владимиров А.И., Щелкунов В.А. Процессы и аппараты нефтепереработки и нефтехимии. - М.: Химия, 2000. - 677 с.

11. Александров И.А. Перегонка и ректификация в нефтепереработке. - М.: Химия, 1981. - 352 с.

12. Башилов А.А. и др. Путисокращенияпотерьнефтепродуктов на нефтеперерабатывающих заводах. ? М.: Грозный, 1957. - 129 с.

13. Основы теории ресурсосберегающих интегрированных химико-технологических систем. / Мешалкин В.П., Товажнянский Л.Л., Капустенко П.А. - Харьков: НТУ «ХПИ», 2006. - 412 с.

14. Багиров И.Т., Кардаш И.М. Снижениеэнергозатрат на нефтеперерабатывающих заводах. ? М.: Химия, 1972. ? 143 с.

15.Степанов А.В. и др. Рациональноеиспользованиесырьевых и энергетическихресурсов при переработкеуглеводородов. /А.В. Степанов, Н.И. Сульжик, В.С. Горюнов. ? К.: Техника, 1989. ? 160с.

16. Клименко В.Л., Костерин Ю.В., Энергоресурсынефтеперерабатывающей инефтехимическойпромышленности. ? Л.: Химия, 1985. ? 252 с.

17. КасаткинА.Г. Основныепроцессы и аппаратыхимическойтехнологии.?М.:Химия, 2003. ?750 с.

18. Гуревич И.Л. Технология переработки нефти и газа. Ч.1. Общие свойства и первичные методы переработки нефти и газа. - М.: Химия, 1972. - 360 с.

19. Рахманкулов Д. Л.Путиполногоиспользованияуглеводородногосырья./Д. Л. Рахманкулов, С. С. Злотский, Ф. М. Ахметханова. - Уфа: Башк. кн. изд-во, 1990. ? 133 с.

20. Проектирование установок первичной переработки нефти. /М.А. Танатаров, А.А. Кондратьев, М.Н. Ахметшина, М.И. Медведева. - М.: Химия, 1995. - 200 с.

21. Багатуров В.А. Основы теории и расчета перегонки и ректификации. - М.: Химия, 1974. - 340 с.

22. Расчеты основных процессов и аппаратов нефтепереработки. Справочник. /Г.Г. Рабинович, П.М. Рябых, П.А. Хохряков и др. Под ред. Е.Н. Судакова. - М.: Химия, 1979. - 568 с.

23. Технологияпереработкинефти.В 2-х частях.Частьпервая. Первичнаяпереработканефти./Под ред. О.Ф. Глаголевой и В.М. Капустина. ? М.: Химия, КолосС, 2007.? 401 с.

24. Гуревич И.Л Технологияпереработкинефти и газа. ч. 1. ? М.:Химия, 1972. ? 360с.

25. ІвановС.В., БорсукП.С., МанчукН.М. Загальна хімічна технологія: промислові хіміко-технологічні процеси. ? К.: НАУ, 2010.? 280 с.

26. Позднышев Г.Н. Стабилизация и разрушение нефтяных эмульсий. - М.: Недра, 1982. - 223 с.

27. Александров А.И. Ректификационные и абсорбционные аппараты. - М.: Химия, 1971. - 350 с.

28. Петлюк Ф.Б., Серафимов Л.А. Многокомпонентная ректификация: теория и расчет. - М.: Химия, 1983. - 320 с.

Размещено на Allbest.ru