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

МИНИСТЕРСТВО ОБРАЗОВАНИЯ РЕСПУБЛИКИ БЕЛАРУСЬ УО «ПОЛОЦКИЙ ГОСУДАРСТВЕННЫЙ УНИВЕРСИТЕТ».

Кафедра химической технологии топлива и углеродных материалов.

КУРСОВОЙ ПРОЕКТ № 2.

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

Выполнил студент гр. 02-ХТ Ивашенко О.М.

Проверил преп. Худович И.М.

Новополоцк, 2006 г.

1. Характеристика нефти и ее фракций, возможные варианты их применения.

1.1 Характеристика нефти.

1.2 Характеристика углеводородных газов.

1.3 Характеристика бензиновых фракций.

1.4 Характеристика керосиновой фракции.

1.5 Характеристика дизельной фракции.

1.6 Характеристика вакуумного (масляного) дистиллята.

1.7 Характеристика остатка (гудрона).

2. Выбор и обоснование поточной схемы глубокой переработки нефти.

3. Выбор и обоснование технологической схемы блоков и установки в целом.

4. Расчет материального баланса установки гидроочистки ДТ.

4.1 Исходные данные для расчета.

4.2 Расчет материального баланса.

5. Расчет реакторного блока.

5.1 Материальный баланс реактора гидроочистки.

5.2 Расчет температуры газопродуктовой смеси на выходе из реактора.

5.3 Расчет количества катализатора в реакторе.

5.4 Определение геометрических размеров реактора.

6. Расчет теплообменников подогрева сырья.

6.1 Определение температуры на выходе из теплообменника.

6.2 Определение среднего температурного напора в теплообменнике.

7. Расчет блока сепарации газопродуктовой смеси.

7.1 Расчет горячего сепаратора.

7.2 Расчет холодного сепаратора.

8. Расчет колонны стабилизации продукта.

8.1 Расчет доли отгона на входе в колонну.

8.2 Расчет температуры вверху колонны.

8.3 Расчет температуры внизу колонны.

8.4 Тепловой баланс колонны.

8.5 Расчет диаметра колонны.

8.6 Расчет высоты колонны.

9. Расчет полезной тепловой нагрузки печи реакторного блока.

10. Расчет материального баланса установок и топливно-химического блока в целом.

10.1 Расчет материального баланса установки АВТ.

10.2 Расчет материального баланса установки изомеризации.

10.3 Расчет материального баланса битумной установки.

10.4 Расчет материального баланса установки ART.

10.5 Расчет материального баланса установки каталитического риформинга.

10.6 Расчет материального баланса установки гидроочистки дизельного топлива (фракция 180−360°С).

10.7 Расчет материального баланса установки легкого гидрокрекинга.

10.8 Расчет материального баланса установки каталитического крекинга.

10.9 Расчет материального баланса установки АГФУ.

10.10 Расчет материального баланса установки алкилирования.

10.11 Расчет материального баланса установки получения МТБЭ.

10.12 Расчет материального баланса установки экстракции суммарной ароматики.

10.13 Расчет материального баланса установки ректификации ароматических углеводородов.

10.14 Расчет материального баланса установки «Таторей».

10.15 Материальный баланс блока получения товарного пара-ксилола.

10.16 Расчет материального баланса установки получения ДИПЭ.

10.17 Расчет материального баланса установки пиролиза.

10.18 Расчет материального баланса установки производства серной кислоты.

10.19 Расчет материального баланса завода по водороду.

10.20 Расчет материального баланса установки концентрирования водорода.

10.21 Расчет материального баланса топливно-химического блока в целом.

11. Охрана окружающей среды на установке Заключение Список литературы.

В условиях снижения объемов добычи нефти важнейшим направлением решения проблемы обеспечения возрастающей потребности народного хозяйства в моторных топливах является углубление ее переработки. Нефтеперерабатывающие заводы неглубокой переработки нефти наряду с наиболее простой технологической структурой, низкими капитальными и эксплуатационными затратами по сравнению с НПЗ углубленной или глубокой нефтепереработки обладают рядом серьезных недостатков, таких как большой удельный расход ценного и дефицитного нефтяного сырья и ограниченный ассортимент нефтепродуктов. Наиболее типичный нефтепродукт такого типа НПЗ — котельное топливо, дизельное топливо, автобензин, сухой и сжиженные газы. Глубина отбора моторных топлив ограничивается потенциальным содержанием их в исходной нефти. Осуществление технологии глубокой переработки нефти с получением моторных топлив в количествах, превышающих потенциальное их содержание в исходной нефти, связано с физико-химической переработкой нефтяных остатков, прежде всего мазутов.

Оптимальная схема и набор процессов переработки мазута определяются конкретными условиями, такими как качество исходной нефти, ассортимент требующихся нефтепродуктов, экономическая целесообразность, наличие резервов мощностей аппаратостроительной индустрии, катализаторных фабрик и т. д.

В мировой практике при глубокой переработке нефти исключительно широкое применение получили схемы с вакуумной перегонкой мазута на вакуумный (или глубоковакуумный) газойль и гудрон и с последующей раздельной переработкой их при оптимальных для каждого вида сырья условиях. Количество трудноперерабатываемого тяжелого нефтяного остатка — гудрона при этом составляет примерно вдвое меньше по сравнению с мазутом. Технология переработки вакуумных газойлей в нефтепереработке давно освоена и не представляет значительных технических трудностей.

К проблемам производства экологически чистых автомобильных бензинов в относятся: повышение октанового числа, снижения содержания ароматических углеводородов и серы, увеличение концентрации кислородсодержащих соединений. Приоритетными в решении этих проблем являются следующие технологии: изомеризация бензиновых фракций, каталитический крекинг с последовательной гидроочисткой сырья первичного и вторичного происхождения в комплексе с процессами переработки газов в компоненты автомобильного бензина, в том числе МТБЭ, ДИПЭ, ТАМЭ — трет — амиловый эфир; каталитический риформинг с непрерывной регенерацией катализатора.

Приоритетные технологии получения дизельного топлива и реактивного топлива высокого качества:

1) Совмещение гидрооблагораживания и гидроизомеризации керосиновых и дизельных дистиллятов.

2) Гидрооблагораживание (гидродеароматизация, обессеривание и деазотирование) вторичного сырья — газойлей коксования, каталитического крекинга и висбрекинга.

3) Гидрокрекинг вакуумных газойлей и вторичного сырья с дооборудованием установок системой удаления твердых полициклических ароматических углеводородов для достижения полной конверсии сырья.

4) Гидроочистка прямогонных дистиллятов по двухступенчатой схеме обессеривания.

Целью данного курсового проекта является проектирование топливно-химического блока НПЗ и расчет установки гидроочистки ДТ для получения экологически чистого дизельного топлива.

1. ХАРАКТЕРИСТИКА НЕФТИ И ЕЕ ФРАКЦИЙ, ВОЗМОЖНЫЕ ВАРИАНТЫ ИХ ПРИМЕНЕНИЯ.

1.1 Характеристика нефти.

Выбор технологической схемы первичной и последующей переработки нефти в большой степени зависит от ее качества. Данные о Лаваринской нефти взяты в справочной литературе. Показатели качества нефти представлены в таблице 1.1 и 1.2.

Таблица 1.1 Показатели качества Лаваринской нефти.

Согласно СТБ 51 858−2003 нефть по физико-химическим свойствам, степени подготовки, содержанию сероводорода и легких меркаптанов подразделяют на классы, типы, группы, виды.

Шифр нефти: 3.2.3.2 СТБ 51 858−2003.

На основании данных таблицы 1.1 можно предположить, что раз в самой нефти много серы, то и в ее дистиллятах и остатках будет так же много серы. Следовательно, для выпуска экологически чистых топлив в схеме завода обязательно надо предусмотреть установки гидроочистки.

Таблица 1.2 Потенциальное содержание фракций в Лаваринской нефти.

1.2 Характеристика углеводородных газов.

Лаваринская нефть содержит в основном пропан и бутаны, а также небольшое количество метана и этана. Состав углеводородных газов приведен в таблице 1.3.

нефтеперерабатывающий завод топливный химический Таблица 1.3 Состав и выход газов на нефть.

Полученный сухой газ направляем в топливную сеть завода. Смесь тяжелых газов получаем в жидком состоянии в емкости орошения стабилизационной колонны в виде рефлюкса, который можно использовать как товарный сжиженный газ, или использовать как сырье установки пиролиза.

1.3 Характеристика бензиновых фракций.

Характеристика бензиновых фракций взята из справочника и представлена в таблице 1.4.

Таблица 1.4 Характеристика бензиновых фракций.

Фракцию 70−180°С необходимо отправить на каталитический риформинг для повышения ОЧ и использования в качестве высокооктанового компонента бензина или для получения ароматики.

Фракцию нк-70°С можно использовать как сырье для процесса изомеризации с целью получения экологически чистого высокооктанового компонента бензина.

1.4 Характеристика керосиновой фракции.

В таблице 1.5 приведена характеристика легкого керосинового дистиллята. Керосиновую фракцию на установке АВТ не будем получать, так как уменьшится выход более ценной бензиновой фракции.

Таблица 1.5 Характеристика легкого керосинового дистиллята (фракция 120−240°С).

1.5 Характеристика дизельной фракции (180−360°с).

Характеристика дизельной фракции представлена в таблице 1.6.

Таблица 1.6 Характеристика дизельной фракции (180−360°С).

Таким образом, можно получать фракцию 180−360°С как компонент ДТ. Эта фракция не отвечает требованиям стандарта по содержанию серы, поэтому требуется ее гидроочистка. Данную фракцию можно отправить на депарафинизацию с целью получения компонента зимнего (с температурой застывания <-35°C) дизельного топлива.

1.6 Характеристика вакуумных (масляных) дистилятов.

Показатели качества вакуумного (масляного) дистиллята принимаем согласно справочнику [3], и они представлены в таблице 1.7.

Таблица 1.7 Характеристика вакуумных (масляных) дистиллятов.

Для обеспечения глубины переработки нефти фракцию 360−550°С следует отправлять на установку легкого гидрокрекинга.

1.7 Характеристика остатка (гудрона).

Показатели качества остатка (гудрона) принимаем согласно справочнику [3], и они приведены в таблице 1.8.

Таблица 1.8 Характеристика гудрона.

Так как необходимо предусматривать производство нефтяных битумов, то часть остатка направляем на битумную установку. Оставшуюся часть остатка с целью повышения глубины переработки нефти направляем на установку ART для получения дополнительного количества светлых нефтепродуктов.

2. ВЫБОР И ОБОСНОВАНИЕ ПОТОЧНОЙ СХЕМЫ ГЛУБОКОЙ ПЕРЕРАБОТКИ НЕФТИ.

Выбор поточной схемы переработки нефти заключается в том, чтобы подобрать оптимальное количество технологических установок, обеспечивающих заданные показатели работы топливно-химического блока[5]: глубину переработки нефти не менее 80% и выход сырья для нефтехимии не менее 5−10% масс.

Основой любого нефтеперерабатывающего завода является установка АВТ. При помощи этой установки получают газы С₁-С₂, С₃-С₄, нефтяные фракции нк-70°С, 70−180°С, 180−360°С, 360−550°С и гудрон (>550°С).

Для повышения октанового числа фракцию нк-70°С отправляем на установку изомеризации. На данной установке получаем изомеризат — высокооктановый компонент бензина, также получаем газы С₁-С₄, которые можно отправить в топливную сеть завода. В качестве катализатора изомеризации выбираем высокоэффективный I-9, который позволяет вести процесс при температуре 200С (при применении обычного катализатора температура составляет 250С).

Фракцию 70−180°С целесообразно отправить на установку каталитического риформинга, так как прямогонная фракция имеет низкое октановое число, поэтому не может быть использована как компонент товарного бензина. На этой установке получаем высокооктановый компонент товарного бензина, а также ВСГ, который направляем на установки изомеризации и гидроочистки. Получаемый ВСГ не может быть направлен сразу на установку гидрокрекинга, так как имеет недостаточное содержание водорода. В связи с этим нужно предусмотреть установку концентрирования водорода. Для получения бензина, соответствующего экологическим требованиям, а также для получения сырья для нефтехимии из бензина каталитического риформинга следует выделять ароматические углеводороды. В связи с этим в поточной схеме блока предусмотрена установка экстракции суммарной ароматики, установка ректификации суммарной ароматики для выделения бензола, толуола, этилбензола и ксилолов, ароматики С₉. Для превращения толуола и ароматики С₉ в бензол и ксилолы применяется установка «Таторей», а для увеличения производства параксилола в схему включается установка изомеризации смеси этилбензола с ксилолами для получения параксилола. Для производства товарного параксилола в поточную схему топливно-химического блока вводится установка непрерывной адсорбции параксилола на цеолитах «Парекс».

Фракцию 180−360°С отправляем на установку гидроочистки дизельного топлива, так как она не удовлетворяет требованиям на дизельное топливо по содержанию серы.

Для обеспечения глубины переработки нефти фракцию 360−550°С следует отправлять на установки гидрокрекинга и каталитического крекинга. В качестве наиболее оптимальной примем схему, приведенную в [1], согласно которой вся фракция 360−550°С отправляется на легкий гидрокрекинг, на котором получаются бензин и дизельное топливо. Тяжелый газойль легкого гидрокрекинга отправляется на каталитический крекинг.

Выход гудрона равен 11,52% на нефть. Но так как потребность битума не превышает 500 000 т/г, то на битумную установку отправим только часть гудрона. Остальное его количество для увеличения глубины переработки нефти направляем на установку ART. На установке ART мы получаем дополнительное количество бензиновых фракций нк-70°С и 70−180°С. Фракцию дизельного топлива 180−360°С с установки ART направляем на установку гидроочистки дизельного топлива, так как она обладает повышенным содержанием серы.

Для обеспечения выхода сырья для нефтехимии необходимо предусмотреть установку пиролиза. Сырьем установки пиролиза в соответствии с поточной схемой, являются газы С₃-С₄ с установок АВТ, гидрокрекинга, риформинга, бензин-отгон с установки гидроочистки, н-С₄ с алкилирования, н-C₃H₈ с установки получения ДИПЭ.

Для разделения газов С₁-С₄, которые образуются на установке каталитического крекинга и ART, необходимо предусмотреть установку АГФУ. На ней происходит разделение газов на отдельные составляющие, которые будут использоваться в дальнейших процессах. После установки АГФУ образуются газы С₁-С₂, которые направляются в топливную сеть завода, также газы? С₃ и? С₄. Газы? С₃ направляем на установку получения ДИПЭ, высокооктановой присадки к бензинам. Газы? С₄ с установки АГФУ, объединяя с газами? С₄ с установки пиролиза, отправляем на установку получения МТБЭ, а затем на установку алкилирования, где получаем высокооктановый компонент бензина.

Сероводород, образовавшийся на установках гидроочистки, ART и сероводород, выходящий с установки АГФУ, объединяем и совместно отправляем на установку получения серной кислоты.

3. ВЫБОР И ОБОСНОВАНИЕ ТЕХНОЛОГИЧЕСКОЙ СХЕМЫ БЛОКОВ И УСТПАНОВКИ В ЦЕЛОМ.

Данная технологическая установка гидроочистки дизельного топлива предназначена для получения экологически чистого топлива с содержанием серы не более 50ppm или 0,005% масс.

Технологическая схема выбрана на основе литературных данных 1, 6, 8, 9, 10.

Технологическая установка состоит из блоков: подготовки сырья, реактора, разделения полученных продуктов и регенерации моноэтаноламина. Процесс проводится в стационарном слое алюмокобальтмолибденового катализатора.

Сырьем является прямогонная дизельная фракция с АВТ и фракция180−360°С с установки ART.

Блок подготовки сырья включает предварительный нагрев сырья продуктами реакции, что позволяет повысить температуру до 250−310С; дальнейший нагрев осуществляется в печи. Особенностью подогрева сырья является разделение потока сырья и водородсодержащего газа и их смешивание на выходе из конвекционной камеры печи в радиантную. Это улучшает теплообмен в конвекционной камере и сырьевых теплообменниках. Газо-продуктовая смесь после выхода из реактора направляется в теплообменник где охлаждается до температуры 200С.

Реакторный блок состоит из одного реактора. Кратность циркуляции ВСГ принимаем равной 400 нм³/м³. Катализатор алюмокобальтмолибденовый. Давление в реакторе 4 МПа, температура на входе в реактор 350 °C, объемная скорость подачи сырья 1,7 ч^-1,.

Для разделения продуктов реакции можно применять холодную или горячую сепарацию. Принимаем горячую сепарацию, это позволяет снизить энергозатраты на охлаждение и конденсацию продуктов реакции[1].

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

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

4. РАСЧЕТ МАТЕРИАЛЬНОГО БАЛАНСА УСТАНОВКИ ГИДРООЧИСТКИ ДТ.

4.1 Исходные данные для расчета.

Производительность проектируемой установки по сырью G=2 447 579,34 т/г. Сырьём является прямогонная дизельная фракция 180−360 С с установки АВТ, содержание серы в которой 1,24% масс. [табл. 1.6], а также фракция 180−360°С с установки ART, в которой содержание серы составляет 1,338% масс. Содержание серы в сырье: 1,243% масс. Состав сернистых соединений: меркоптаны — 5%, сульфиды — 50%; дисульфиды — 10%; производные тиофена — 35%. Плотность: 842,5 кг/м³ [табл. 1.6]. Содержание непредельных углеводородов 10% (масс.) на сырье. Целевым продуктом установки является экологически чистое дизельное топливо с содержанием серы не более 0,005% масс. или 50ppm.

Гидроочистка проводится на алюмокобальтмолибденовом катализаторе при давлении Р=4МПа, кратности циркуляции водородсодержащего газа к сырью ?=400 нм³/м³.

Кинетические константы процесса: К₀=4,62•10⁶, Е=67 040 кДж/моль, n=2.

Водородсодержащий газ на установку гидроочистки подается с установки каталитического риформинга. Концентрация водорода в ВСГ колеблется от 70 до 85% (об.).

4.2 Расчет материального баланса.

Водород в процессе гидроочистки расходуется на:

1 гидрогенолиз сероорганических соединений,.

2 гидрирование непредельных углеводородов,.

3 потери водорода с отходящими потоками (отдувом и жидким гидрогенизатом).

Расход водорода на гидрогенолиз сероорганических соединений можно найти по формуле:

G₁=m?ДS,.

где G₁ — расход 100%-ого водорода, % масс. на сырье;

ДS — количество серы удаляемое при гидроочистке, % масс. на сырье;

m — коэффициент, зависящий от характера сернистых соединений.

Поскольку в нефтяном сырье присутствуют различные сернистые соединения, определяется расход водорода на гидрогенолиз каждого из них, и полученные результаты суммируются.

Значения m для меркаптанов равно 0,062, для сульфидов — 0,125, для дисульфидов — 0,0938, тиофенов — 0,250.

Наиболее стабильны при гидроочистке тиофеновые соединения, поэтому при расчете принимаем, что вся остаточная сера в гидрогенизате — тиофеновая, а остальные сероорганические соединения разлагаются полностью. Получаем:

G₁=1,243•(0,05•0,062+0,5•0,125+0,1•0,0938)+0,43•0,25=0,201.

Расход водорода на гидрирование непредельных углеводородов равен:

G₂=2?ДС_н/М, где G₂ — расход 100%-ого водорода, % масс. на сырье;

ДС_н — разность содержания непредельных углеводородов в сырье и гидрогенизате, % масс. на сырье;

М — средняя молекулярная масса сырья, рассчитывается по эмпирической формуле:

.

Принимая, что степень гидрирования непредельных углеводородов и гидрогенолиза сернистых соединений одинакова (99,6%), находим:

G₂=2•10•0,996/199=0,100.

Мольную долю водорода, растворенного в гидрогенизате, можно рассчитать из условий фазового равновесия в газосепараторе высокого давления:

.

где , — мольные доли водорода в паровой и жидкой фазах;

К_Р — константа фазового равновесия, К_Р=30.

Потери водорода от растворения в гидрогенизате.

G₃= % масс.

Кроме этих потерь имеют место потери водорода за счет диффузии водорода через стенки аппаратов и утечки через неплотности, так называемые механические потери. По практическим данным, эти потери составляют около 1% от общего объема циркулирующего газа. Механические потери G₄, % масс. на сырье, равны:

G₄=.

где — кратность циркуляции ВСГ, нм³/м³;

— плотность сырья, кг/м³.

Таким образом:

G₄= % масс.

Общий расход водорода:

G=G₁+G₂+G₃+G₄=0,201+0,100+0,025+0,042=0,368% масс.

Расход свежего ВСГ на гидроочистку:

G_Н2=G/0,29.

где 0,29 — содержание водорода в свежем ВСГ, %масс.

G_Н2=0,368/0,29=1,269% масс.

Выход сероводорода:

% масс.

Таким образом, балансовым сероводородом поглощается 0,077% масс. водорода: 1,32−1,238=0,082% масс.

Количество водорода, вошедшего при гидрировании в состав ДТ, равно:

G₁+G₂-0,082=0,201+0,100−0,082=0,219% масс.

Выход ДТ (В_ДТ):

В_ДТ=100-В_б-В_г-ДS,.

где В_б — выход бензина, В_б=ДS=1,24% масс.;

В_г — выход газа, В_г=0,3?ДS=0,3?1,243=0,37.

Тогда выход ДТ составит В_ДТ=100−1,24−0,37−1,238=97,152;

Уточненный выход гидроочищенного ДТ:

97,152+0,219=97,371% масс.

Выход сухого газа (В_сг), выводимого с установки, складывается из углеводородных газов, поступающих со свежим ВСГ, газов, образующихся при гидрогенолизе, а также абсорбированного гидрогенизатом водорода:

В_сг=G_Н2•(1−0,29)+В_г+G₃=1,269•0,71+0,37+0,025=1,296% масс.

Результаты расчета представим в виде таблицы.

Таблица 4.1 Материальный баланс установки ГО ДТ.

5. РАСЧЕТ РЕАКТОРНОГО БЛОКА.

5.1 Материальный баланс реактора гидроочистки.

В реактор поступает сырье, свежий ВСГ и циркулирующий ВСГ (ЦВСГ). Состав ЦВСГ принят на основе данных6 и представлен в таблице 5.1.

Таблица 5.1 Состав циркулирующего ВСГ.

Средняя молярная масса ЦВСГ М_ц равна М_ц=?М_i•у?_I;

М_ц=2•0,72+16•0,2+30•0,05+44•0,02+58•0,01=7,6 кг/кмоль.

Расход циркулирующего ВСГ, % масс. на 100 кг сырья G_ц можно найти по формуле [6]:

.

где =400 кратность циркуляции ВСГ, нм³/м³;

_с=842,5 плотность сырья, кг/м³;

кг.

На основании данных таблицы 4.1 составляем материальный баланс реактора.

Таблица 5.2 Материальный баланс реактора гидроочистки ДТ.

Принимаем параметры технологического режима в реакторе. На основе данных 10 температуру газовой смеси на входе в реактор принимаем равной 350С, давление 4МПа, кратность циркуляции ВСГ 400нм³/м³, в качестве катализатора принимаем высокоактивный алюмокобальтмолибденовый катализатор.

5.2 Расчет температуры газопродуктовой смеси на выходе из реактора.

Тепло, выделяемое при гидрогенолизе сернистых соединений (на 100 кг сырья) составит [6].

Q_S=?q_Si•g_Si.

где q_Si — тепловые эффекты гидрогенолиза отдельных сероорганических соединений, кДж/кг, табл. 2.2 [6];

g_Si — количество разложенных сероорганических соединений.

Q_S=0,062•2005+0,622•3420+0,124•4760+0,43•8500=6496кДж Тепло, выделяемое при гидрировании непредельных углеводородов:

Q_Н=,.

где ДС_Н — количество непредельных, удаляемых из сырья. Принимаем, что глубина гидрирования непредельных углеводородов равна глубине обессеривания, т. е. 99,6%;

q_Н — тепловой эффект гидрирования непредельных углеводородов, он равен 126 кДж/моль.

Q_Н==6136 кДж/кг.

Среднюю теплоемкость ЦВСГ находим на основании данных по теплоемкости отдельных компонентов табл. 2.5 6.

=14,57кДж/(кг•К).

=3,35кДж/(кг•К).

=3,29кДж/(кг•К).

=3,23кДж/(кг•К).

=3,18кДж/(кг•К) с_ЦВСГ=?с_Рi•у_i,.

где с_Рi — теплоемкость отдельных компонентов, кДж/(кг•К);

у_i — массовая доля каждого компонента в циркулирующем газе, табл. 5.1.

с_ЦВСГ=14,57•0,192+3,35•0,427+3,29•0,201+3,23•0,103+3,18•0,077=.

=5,5кДж/(кг•К) Энтальпию паров сырья при атмосферном давлении находим по формуле [11]:

=(129,58+0,134•Т+0,59•Т²)•(4-)-308,99.

=1085,1 кДж/кг.

Поправку на давление находим по значениям приведенных температуры и давления.

По графику для определения критических температур и давлений нефтепродуктов 11 критическая температура паров равна Т_кр=733К, критическое давление Р_кр=2,0МПа.

Приведенная температура равна:

.

Приведенное давление равно:

По рис. 16 11: кДж/(кмоль•К), отсюда.

ДН=кДж/кг.

Энтальпия сырья с поправкой на давление.

=1085,1−132,6=952,5 кДж/кг.

Теплоемкость сырья с поправкой на давление с_с= кДж/(кг•град) Средняя теплоемкость реакционной смеси:

=3,13 кДж/(кг•град) Температура газо-продуктовой смеси на выходе из реактора рассчитывается по формуле [6]:

t_вых=t_вх+,.

где t_вх — температура на входе в реактор, 360 °C;

t_вых — температура на выходе из реактора, °С;

G_с — суммарное количество реакционной смеси, %масс.

t_вых=350+=384 °С.

Принимаем температуру на выходе из реактора 384С, при данной температуре остаточное содержание серы составляет 0,005% масс.

5.3 Расчет количества катализатора в реакторе.

Для расчета количества катализатора в реакторе воспользуемся формулой [6]:

V_к=,.

где G? — подача сырья в реактор, м³/ч:

G?=G/с, с — плотность сырья, кг/м³;

щ — объемная скорость подачи сырья, ч^-1. Принимаем щ=1,7 ч^-1.

Получаем:

V_к==209,4 м³.

5.4 Определение геометрических размеров реактора.

Принимаем соотношение высоты реактора к диаметру 3,5:1 или Н=3,5•D. Реактор цилиндрический с аксиальным вводом сырья.

V_P=р?D²•H/4=р?D²•3,5•D/4=3,5•р?D³/4;

Диаметр реактора равен:

= 4,2 м (2,6м) Высота слоя катализатора составляет Н=3,5•D=3,5•4,2=14,7 м.

Таким образом, окончательно принимаем рассчитанные выше параметры процесса:

температура входа газо-сырьевой смеси 350С температура выхода газо-продуктовой смеси 384С давление подачи сырья в реактор 4МПа кратность циркуляции ВСГ 400нм³/м³.

глубина обессеривания 99,6%.

объемная скорость подачи сырья 1,7ч^-1.

концентрация водорода в свежем ВСГ 85%об.

концентрация водорода в циркулирующем ВСГ 72%об.

объем катализатора в реакторе 209,4 м³.

6. РАСЧЕТ ТЕПЛООБМЕННИКОВ ПОДОГРЕВА СЫРЬЯ.

Расчет теплообменника сырьегазо-продуктовая смесь из реактора.

6.1 Определение температуры на выходе из теплообменника.

Для определения температуры необходимо составить тепловой баланс теплообменника.

Из реактора продуктовая смесь выходит при температуре 384С в теплообменнике она охлаждается до температуры 200С. Сырье поступает в теплообменник с температурой 30С. Расход газо-продуктовой смеси из реактора 352 080 кг/ч [табл. 5.2], расход сырья 299 950 кг/ч [табл. 5.2].

G_c•()=G_гпс•(),.

где G_c — расход сырья, кг/ч;

G_гпс — расход газо-продуктовой смеси из реактора, кг/ч;

— энтальпия сырья при температуре t, кДж/кг;

t — температура сырьевого патока на выходе из реактора, °С;

— энтальпия сырья при температуре 30 °C (на входе в теплообменник);

— энтальпия газо-продуктовой смеси при температуре 200 °C (на выходе из теплообменника);

— энтальпия газо-продуктовой смеси при температуре 384 °C (на входе в теплообменник).

Энтальпию сырья при температуре 30 °C (на входе в теплообменник) рассчитываем по формуле [11]:

=(0,0017•Т²+0,762•Т-334,25)/;

=57,28 кДж/кг.

Энтальпию газо-продуктовой смеси на выходе из реактора рассчитываем по формуле:

=,.

на выходе из теплообменника:

=.

где х — массовые доли компонентов.

Энтальпию очищенного ДТ находим по формуле [11]:

=(129,58+0,134•Т+0,59•Т²)•(4-)-308,99,.

=1182,2 кДж/кг,.

=717,1 кДж/кг Принимаем t_ср.м полученного бензина равной 95 °C. Тогда найдем его малярную массу:

М=60+0,3•t_ср.м.+0,001•,.

М=60+0,3•95_.+0,001•(95)²=97,5 кг/кмоль.

По молярной массе находим относительную плотность бензиновой фракции:

.

=0,7083.

Тогда энтальпия бензина будет.

=(129,58+0,134•Т+0,59•Т²)•(4-)-308,99,.

=1245,6 кДж/кг,.

=760,8 кДж/кг.

Принимаем состав сухого газа.

Таблица 6.1 Состав сухого газа в масс. долях и их энтальпии.

Энтальпия сухого газа:

=1490•0,53+1410•0,26+1300•0,12+1220•0,09=1422,1 кДж/кг,.

=960•0,53+865•0,26+800•0,12+730•0,09=895,4 кДж/кг.

Энтальпии циркулирующего ВСГ:

=2070кДж/кг,.

=1100кДж/кг.

Энтальпии сероводорода:

=457,5 кДж/кг,.

=216,4кДж/кг.

Находим энтальпию газо-продуктовой смеси на входе в теплообменник:

=457,5•0,011+1422,1•0,011+1245,6•0,011+2070•0,137+.

+1182,2•0,830=1299,18 кДж/кг, на выходе из теплообменника:

=216,4•0,011+895,4•0,011+760,8•0,011+1100•0,137+.

+717,1•0,830=766,5 кДж/кг Из уравнения теплового баланса теплообменника находим энтальпию сырьевого потока на выходе из этого теплообменника:

.

кДж/кг.

Так как =(0,0017•Т²+0,762•Т-334,25)/, то можем найти температуру сырьевого потока на выходе из теплообменника: t=320°С.

6.2 Определение среднего температурного напора в теплообменнике.

Средняя разность температур при противотоке [13]:

сырье 30 > 320.

ГПС 200 < 384.

Дt_б=170 Дt_м=64.

Средняя разность температур Дt_пр==109.

Для определения поправочного коэффициента для смешанного тока в теплообменнике с одним ходом по межтрубному пространству и двумя ходами по трубам находим коэффициенты P и R12.

,.

где t_н, t_к — начальная и конечная температуры холодного теплоносителя, °С;

t?_н, t?_к — начальная и конечная температуры горячего теплоносителя, °С.

=0,82, =0,63.

По рис 34 определяем поправочный коэффициент е=0,5; следовательно Дt_ср=109•0,5=54,5.

Определение количества тепла передаваемого в теплообменнике :

Q=G_ГПС•(-)=352 080•(1299,18−766,5)=52 МВт.

Коэффициент теплопередачи принимаем К=200 Вт/(м²•К).

Рассчитываем необходимую площадь теплообмена по формуле [13]:

=4770,6 м².

Предварительно принимаем теплообменник кожухотрубчатый двухходовой, с диаметром кожуха D=1200мм, трубами 202 мм, поверхностью теплообмена F_{теполоб}=514м², площадью сечения трубного пространства S_т=0,135 м², межтрубного пространства S_мт=0,028 м², длина труб 6 м. [6].

Средняя плотность потока, идущего по трубам (сырье) при средней температуре (320+30)/2=175°С равна 730 кг/м³.

Плотность потока, идущего по межтрубному пространству равна 620 кг/м³.

Тогда скорость движения потока в трубах равна м/с.

Скорость движения потока, идущего по межтрубному пространству.

м/с.

Скорость потока удовлетворяет условиям теплопередачи.

Необходимое количество теплообменников:

n=F_общ/F_{теплобм.};

n=10шт.

7. РАСЧЕТ БЛОКА СЕПАРАЦИИ ГАЗОПРОДУКТОВОЙ СМЕСИ.

7.1 Расчет горячего сепаратора.

Параметры горячего сепаратора высокого давления представляют собой такие значения: t=200°С и давление составляет р=2МПа.

Расчет проводим по программе «Oil».

Исходные данные представлены в таблице 7.1. Состав ЦВСГ приведен в таблице 5.1, а состав сухого газа в таблице 6.1.

Таблица 7.1 Состав газопродуктовой смеси.

Результаты расчета приведены в таблице 7.2.

Таблица 7.2 Состав паровой и жидкой фаз в сепараторе С-1.

Молекулярная масса жидкой фазы: M_ж=189,26 кг/кмоль.

Молекулярная масса паровой фазы: М_п=11,15 кг/кмоль.

Определяем размеры сепаратора С-1. Принимаем, что сепаратор горизонтальный. Рассчитываем диаметр сепаратора по паровой фазе .

.

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

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

U_доп — допустимая скорость паров в свободном сечении сепаратора, м/с.

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

.

где d — диаметр сепаратора, м;

Н — длина сепаратора, м.

Допустимая скорость паров в свободном сечении сепаратора определяется по формуле из [12]:

.

где с_ж — плотность жидкости при данных условиях, кг/м³;

с_п — плотность газа при данных условиях, кг/м³.

=0,4 м/с.

Объемный расход паровой фазы:

.

где G_п — расход паровой фазы, кг/ч.

=9,1 м².

Принимаем длину сепаратора равной Н=3d 5. Тогда диаметр сепаратора будет равен:

F=d•H=3•d².

м.

Выбираем стандартную обечайку d=1,8 м, тогда Н=5,4 м.

7.2 Расчет холодного сепаратора.

В сепараторе С-2 выделяется циркулирующий ВСГ. Параметры холодного сепаратора: t=40°С и давление составляет р=1,8МПа. Расчет производим с помощью программы «Oil». Сырьем этого сепаратора является паровая фаза из С-1. Ее состав принят на основании таблицы 7.2. Результаты расчета представлены в таблице 7.3.

Таблица 7.3 Состав паровой и жидкой фаз в сепараторе С-2.

Молярная масса жидкой фазы: М_ж=126,75 кг/кмоль.

Молярная масса паровой фазы: М_п=8,21 кг/кмоль.

Определяем размеры сепаратора С-2. Принимаем, что сепаратор горизонтальный. Рассчитываем диаметр сепаратора по паровой фазе.

Допустимая скорость паров в свободном сечении сепаратора [12]:

=0,4 м/с.

Объемный расход паровой фазы:

.

где G_п — расход паровой фазы, кг/ч.

=6,5 м².

Принимаем длину сепаратора равной Н=3d 5. Тогда диаметр сепаратора будет равен:

F=d•H=3•d².

м.

Выбираем стандартную обечайку d=1,6 м, тогда Н=4,8 м.

8. РАСЧЕТ КОЛОННЫ СТАБИЛИЗАЦИИ ПРОДУКТА.

Для колонны принимаем 22 клапанные тарелки, кратность орошения 5. Расход сырья 298 208,39 кг/ч (сырьем колонны является жидкая фаза «горячего» и «холодного» сепараторов). Расстояние между тарелками 500 мм.

8.1 Расчет доли отгона на входе в колонну.

В колонну входит жидкая фаза из сепараторов С-1 и С-2.

Исходные данные для расчета приведем в таблице 8.1.

Таблица 8.1 Состав сырьевого потока.

Результаты расчета представлены в таблицах 8.2 — 8.4.

Pacxoд нeфти или фpaкции G= 298 208.39625 Kг/чac.

Давление при однократном испарении P=230 кПа.

Teмпepaтуpa oднoкpaтнoгo испарения T=250°C.

Maccoвaя дoля oтгoнa пapoв e1= .1 028 517 633 676 529.

Moльнaя дoля oтгoнa пapoв e= .1 956 600 397 825 241.

Moлeкуляpнaя мacca иcxoднoй cмecи Mi= 182.9 734 039 306 641.

Moлeкуляpнaя мacca жидкoй фaзы Ml= 204.846 405 029 297.

Moлeкуляpнaя мacca пapoвoй фaзы Mp= 96.18 283 081 054 688.

Таблица 8.2 Состав жидкой фазы г==========T===============T==============T================T================.

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

¦—————+———————-+———————+————————+————————¦

¦ Boдopoд ¦ 0.14 418 ¦ 0.141 ¦ 1.8900 ¦ 3.7800 ¦

¦ Meтaн ¦ 0.8 614 ¦ 0.675 ¦ 1.1292 ¦ 18.0679 ¦

¦ Этaн ¦ 0.7 321 ¦ 0.1 076 ¦ 0.9597 ¦ 28.7916 ¦

¦ H2S ¦ 0.4 353 ¦ 0.725 ¦ 0.5707 ¦ 19.4037 ¦

¦ Пpoпaн ¦ 0.7 264 ¦ 0.1 531 ¦ 0.9523 ¦ 40.9476 ¦

¦ Бутaн ¦ 0.13 035 ¦ 0.3 641 ¦ 1.7088 ¦ 97.4036 ¦

¦ 28−62 ¦ 0.7 981 ¦ 0.2 951 ¦ 1.0462 ¦ 78.9381 ¦

¦ 62−85 ¦ 0.13 259 ¦ 0.5 571 ¦ 1.7381 ¦ 149.0456 ¦

¦ 85−105 ¦ 0.16 800 ¦ 0.7 800 ¦ 2.2024 ¦ 208.6837 ¦

¦ 105−140 ¦ 0.23 406 ¦ 0.12 365 ¦ 3.0683 ¦ 330.8214 ¦

¦ 140−180 ¦ 0.31 907 ¦ 0.20 081 ¦ 4.1827 ¦ 537.2297 ¦

¦ 180−210 ¦ 0.1 838 903 ¦ 0.1 357 013 ¦ 241.0640 ¦ 36 305.1484 ¦

¦ 210−310 ¦ 0.5 726 601 ¦ 0.5 590 661 ¦ 750.7073 ¦ 149 570.9219 ¦

¦ 310−360 ¦ 0.2 286 138 ¦ 0.2 995 769 ¦ 299.6927 ¦ 80 147.9531 ¦

¦—————+———————-+———————+————————+————————¦

¦ CУMMA ¦ 1.0000 ¦ 1.0000 ¦ 1310.9126 ¦ 267 537.1250 ¦

L==========¦===============¦==============¦================¦================;

Таблица 8.3 Состав паровой фазы г==========T===============T==============T================T================.

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

¦—————+———————-+———————+————————+————————¦

¦ Boдopoд ¦ 0.2 185 114 ¦ 0.45 437 ¦ 69.6800 ¦ 139.3600 ¦

¦ Meтaн ¦ 0.987 419 ¦ 0.164 257 ¦ 31.4873 ¦ 503.7969 ¦

¦ Этaн ¦ 0.515 414 ¦ 0.160 761 ¦ 16.4358 ¦ 493.0731 ¦

¦ H2S ¦ 0.240 648 ¦ 0.85 067 ¦ 7.6739 ¦ 260.9122 ¦

¦ Пpoпaн ¦ 0.344 201 ¦ 0.153 880 ¦ 10.9761 ¦ 471.9709 ¦

¦ Бутaн ¦ 0.397 586 ¦ 0.235 618 ¦ 12.6784 ¦ 722.6696 ¦

¦ 28−62 ¦ 0.132 030 ¦ 0.103 576 ¦ 4.2102 ¦ 317.6791 ¦

¦ 62−85 ¦ 0.147 248 ¦ 0.131 276 ¦ 4.6955 ¦ 402.6399 ¦

¦ 85−105 ¦ 0.135 231 ¦ 0.133 222 ¦ 4.3123 ¦ 408.6077 ¦

¦ 105−140 ¦ 0.121 482 ¦ 0.136 180 ¦ 3.8739 ¦ 417.6817 ¦

¦ 140−180 ¦ 0.86 532 ¦ 0.115 552 ¦ 2.7594 ¦ 354.4134 ¦

¦ 180−210 ¦ 0.2 574 158 ¦ 0.4 030 635 ¦ 82.0860 ¦ 12 362.4658 ¦

¦ 210−310 ¦ 0.2 010 513 ¦ 0.4 164 720 ¦ 64.1122 ¦ 12 773.7207 ¦

¦ 310−360 ¦ 0.122 216 ¦ 0.339 820 ¦ 3.8973 ¦ 1042.2695 ¦

¦—————+———————-+———————+————————+————————¦

¦ CУMMA ¦ 1.0000 ¦ 1.0000 ¦ 318.8783 ¦ 30 671.2598 ¦

L==========¦===============¦==============¦================¦================;

Таблица 8.4 Исходная смесь г==========T===============T==============T================T================.

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

¦—————+———————-+———————+————————+————————¦

¦ Boдopoд ¦ 0.439 136 ¦ 0.4 800 ¦ 71.5700 ¦ 143.1400 ¦

¦ Meтaн ¦ 0.200 127 ¦ 0.17 500 ¦ 32.6165 ¦ 521.8647 ¦

¦ Этaн ¦ 0.106 734 ¦ 0.17 500 ¦ 17.3955 ¦ 521.8647 ¦

¦ H2S ¦ 0.50 587 ¦ 0.9 400 ¦ 8.2446 ¦ 280.3159 ¦

¦ Пpoпaн ¦ 0.73 189 ¦ 0.17 200 ¦ 11.9283 ¦ 512.9185 ¦

¦ Бутaн ¦ 0.88 277 ¦ 0.27 500 ¦ 14.3872 ¦ 820.0731 ¦

¦ 28−62 ¦ 0.32 252 ¦ 0.13 300 ¦ 5.2564 ¦ 396.6172 ¦

¦ 62−85 ¦ 0.39 475 ¦ 0.18 500 ¦ 6.4336 ¦ 551.6855 ¦

¦ 85−105 ¦ 0.39 973 ¦ 0.20 700 ¦ 6.5147 ¦ 617.2914 ¦

¦ 105−140 ¦ 0.42 595 ¦ 0.25 100 ¦ 6.9422 ¦ 748.5031 ¦

¦ 140−180 ¦ 0.42 595 ¦ 0.29 900 ¦ 6.9421 ¦ 891.6431 ¦

¦ 180−210 ¦ 0.1 982 770 ¦ 0.1 632 000 ¦ 323.1501 ¦ 48 667.6133 ¦

¦ 210−310 ¦ 0.4 999 534 ¦ 0.5 444 000 ¦ 814.8195 ¦ 162 344.6563 ¦

¦ 310−360 ¦ 0.1 862 755 ¦ 0.2 722 600 ¦ 303.5901 ¦ 81 190.2266 ¦

¦—————+———————-+———————+————————+————————¦

¦ CУMMA ¦ 1.000 ¦ 1.000 ¦ 1629.7910 ¦ 298 208.4063 ¦

L==========¦===============¦==============¦================¦================;

8.2 Расчет температуры вверху колонны.

Прежде чем приступить к расчету температуры верха колонны, необходимо проверить, в каком фазовом состоянии находится дистиллят в емкости орошения. Расчет проведем с помощью программы «OIL»:

Иcxoдныe дaнныe:

Pacxoд нeфти или фpaкции G= 6006.1 787 109 Kг/чac.

Дaвлeниe пpи oднoкpaктнoм иcпapeнии P= 180 KПa.

Teмпepaтуpa oднoкpaтнoгo иcпapeния T= 40 °C.

Peзультaты pacчeтa:

Maccoвaя дoля oтгoнa пapoв e1= .6 213 330 030 441 284.

Moльнaя дoля oтгoнa пapoв e= .8 825 701 475 143 433.

Moлeкуляpнaя мacca иcxoднoй cмecи Mi= 32.553 131 103 516.

Moлeкуляpнaя мacca жидкoй фaзы Ml= 103.2 026 062 011 719.

Moлeкуляpнaя мacca пapoвoй фaзы Mp= 22.53 202 438 354 492.

Таблица 8.5 Состав жидкой фазы г==========T===============T==============T================T================.

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

¦—————+———————-+———————+————————+————————¦

¦ Boдopoд ¦ 0.36 319 ¦ 0.704 ¦ 0.0800 ¦ 0.1601 ¦

¦ Meтaн ¦ 0.33 107 ¦ 0.5 133 ¦ 0.0730 ¦ 1.1674 ¦

¦ Этaн ¦ 0.59 070 ¦ 0.17 171 ¦ 0.1302 ¦ 3.9053 ¦

¦ H2S ¦ 0.50 974 ¦ 0.16 793 ¦ 0.1123 ¦ 3.8194 ¦

¦ Пpoпaн ¦ 0.106 958 ¦ 0.44 565 ¦ 0.2357 ¦ 10.1355 ¦

¦ Бутaн ¦ 0.372 441 ¦ 0.205 704 ¦ 0.8208 ¦ 46.7841 ¦

¦ 28−62 ¦ 0.517 995 ¦ 0.378 718 ¦ 1.1415 ¦ 86.1333 ¦

¦ 62−85 ¦ 0.1 249 235 ¦ 0.1 037 978 ¦ 2.7530 ¦ 236.0716 ¦

¦ 85−105 ¦ 0.1 846 354 ¦ 0.1 695 199 ¦ 4.0689 ¦ 385.5463 ¦

¦ 105−140 ¦ 0.2 653 291 ¦ 0.2 771 994 ¦ 5.8472 ¦ 630.4462 ¦

¦ 140−180 ¦ 0.3 074 257 ¦ 0.3 826 042 ¦ 6.7749 ¦ 870.1729 ¦