Расчет нефтехимического блока переработки нефти и установки гидроочистки
СОДЕРЖАНИЕ
ВВЕДЕНИЕ
. ХАРАКТЕРИСТИКА НЕФТИ, ФРАКЦИЙ И ИХ ПРИМЕНЕНИЕ
.1 Характристика нефти
.2 Характеристика газов
.3 Характеристика бензиновых фракций и их применение
.4 Характеристика дизельных фракций и их применение
.5 Характеристика вакуумных (масляных) дистиллятов Зейской
нефти и их применение
.6 Характеристика остатков и их применение
. ВЫБОР И ОБОСНОВАНИЕ ПОТОЧНОЙ СХЕМЫ ГЛУБОКОЙ ПЕРЕРАБОТКИ
НЕФТИ
3.
ВЫБОР И ОБОСНОВАНИЕ ТЕХНОЛОГИЧЕСКОЙ СХЕМЫ УСТАНОВКИ ГИДРООЧИСТКИ
.
РАСЧЁТ МАТЕРИАЛЬНОГО БАЛАНСА УСТАНОВКИ ГИДРООЧИСТКИ ДИЗЕЛЬНОГО ТОПЛИВА
4.1 Исходные данные для расчёта
.2 Результаты расчёта программы «Гидроочистка»
. РАСЧЁТ ТЕПЛООБМЕННИКОВ ПОДОГРЕВА СЫРЬЯ
.1 Определение температуры на выходе из теплообмееника
.2 Определение среднего температурного напора в
теплообменнике
. РАСЧЁТ РЕАКТОРНОГО БЛОКА
.1 Материальный баланс реактора гидроочистки
.2 Тепловой баланс реактора
.3 Расчёт объёма катализатора в реакторе
.4 Расчёт геометрических размеров реактора
7.
РАСЧЁТ СЕПАРАТОРОВ
7.1 Расчёт горячего сепаратора С-1
.2 Расчёт холодного сепаратора С-2
. РАСЧЁТ ФРАКЦИОНИРУЮЩЕЙ КОЛОННЫ
.1 Расчёт доли отгона на входе в колонну
.2 Расчёт доли отгона в ёмкости орошения колонны
.3 Расчёт температуры вверху колонны
.4 Определение температуры низа колонны
.5 Расчёт теплового баланса колонны
.6 Расчёт диаметра колонны
.7 Расчёт высоты колонны
9.
РАСЧЁТ ПОЛЕЗНОЙ ТЕПЛОВОЙ НАГРУЗКИ ТРУБЧАТОЙ ПЕЧИ
10. РАСЧЁТ ПРОДУКТОВЫХ ХОЛОДИЛЬНИКОВ
. РАСЧЁТ МАТЕРИАЛЬНОГО БАЛАНСА УСТАНОВОК И БЛОКА В ЦЕЛОМ
.1 Расчёт материального баланса установки АВТ
.2 Расчёт материального баланса установки изомеризации
.3 Расчёт материального баланса битумной установки
.4 Расчёт материального баланса установки каталитического
риформинга
.5 Расчёт материального баланса установки каталитического
крекинга
.6 Расчёт материального баланса установки гидрокрекинга
.7 Материальный баланс установки ART
.8 Расчёт материального баланса установки АГФУ
.9 Расчёт материального баланса установки алкилирования
.10 Расчёт материального баланса установки получения ДИПЭ
.11 Расчёт материального баланса установки гидроочистки ДТ
.12 Расчёт материального баланса установки получения серной
кислоты
.13 Расчёт материального баланса установки пиролиза
.14 Расчёт материального баланса ГФУ
.15 Расчёт материального баланса установки получения и
концентрирования водорода
.16 Расчёт материального баланса установки получения МТБЭ
.17 Расчёт материального баланса установки экстракции
ароматических углеводородов
.18 Расчёт материального баланса установки ректификации
суммарной ароматики
.19 Расчёт материального баланса установки «Таторей»
.20 Расчёт материального баланса блока получения товарного
пара-ксилола
.21 Расчёт материального баланса установки гидроконверсии ВГ
.22 Расчёт материального баланса топливно-химического блока в
целом
12.
ОХРАНА ОКРУЖАЮЩЕЙ СРЕДЫ НА УСТАНОВКЕ
СПИСОК ЛИТЕРАТУРЫ
ВВЕДЕНИЕ
переработка нефть
гидроочистка
Нефть и получаемые на её основе разнообразные продукты играют заметную
роль в топливно-энергетическом балансе любого государства и в жизнедеятельности
человека в целом.
Развитие человеческого сообщества определяется техническим прогрессом
науки и техники. В свою очередь, разработка и создание новых видов машин и
механизмов, новых материалов и продуктов требуют значительного улучшения
качества топлив и масел, а также сырья для химической и нефтехимической
промышленности. Это накладывает определенный отпечаток на нефтепереработку,
развитие которой, начиная с последних десятилетий минувшего столетия,
осуществлялось весьма бурными темпами. Появление новых процессов, катализаторов,
оборудования, приборов контроля и автоматизации сделало возможным выпускать на
нефтеперерабатывающих заводах высококачественную продукцию, удовлетворяющую
современным требованиям человеческого общества.
Особенностью современной нефтеперерабатывающей промышленности является
тенденция к углублению переработки нефти, что объясняется ограниченностью её
запасов, а также ужесточением экологических требований к нефтепродуктам.
Увеличение глубины переработки нефти, т.е. получение дополнительного количества
светлых фракций по сравнению с потенциалом, можно достичь только при широком
использовании термокаталитических процессов [1].
1. ХАРАКТЕРИСТИКА НЕФТИ, ФРАКЦИЙ И ИХ ПРИМЕНЕНИЕ
.1 Характристика нефти
Данные о Зейской нефти взяты в справочной литературе [2]. Показатели
качества нефти представлены в таблицах 1.1 и 1.2.
Таблица 1.1 - Потенциальное содержание фракций в Зейской нефти
Номер компанента
|
Компаненты, фракции
|
Массовая доля компонента в
смеси, xi
|
1
|
H2
|
0,00000
|
2
|
CH4
|
0,00053
|
3
|
C2H6
|
0,00153
|
4
|
C2H4
|
0,00000
|
5
|
H2S
|
0,00000
|
6
|
∑C3
|
0,00732
|
7
|
∑C4
|
0,01762
|
8
|
28-62°С
|
0,03414
|
9
|
62-85°С
|
0,02060
|
10
|
85-105°С
|
0,02513
|
11
|
105-140°С
|
0,04957
|
12
|
140-180°С
|
0,07035
|
13
|
180-210°С
|
0,04870
|
14
|
210-310°С
|
0,16729
|
15
|
310-360°С
|
0,07966
|
16
|
360-400°С
|
0,06392
|
17
|
400-450°С
|
0,09379
|
18
|
450-500°С
|
0,07911
|
19
|
>500°С
|
0,24074
|
|
Итого
|
1,00000
|
Таблица 1.2 -показатели качества Зейской нефти
Показатели
|
Единицы
измерения
|
Значение
показателя
|
Плотность нефти
при 20°С
|
кг/м3
|
854,8
|
Содержание в
нефти: хлористых солей
|
мг/л
|
69
|
Воды
|
% масс.
|
0,63
|
Серы
|
% масс.
|
2,01
|
парафина
|
% масс.
|
3,7
|
Фракции до 360°С
|
% масс.
|
50,456
|
Фракции
360-500°С
|
% масс.
|
23,682
|
Фракции
500-570°С
|
% масс.
|
9,404
|
Плотность
гудрона (остатка) при 20°С (фр.>570°С)
|
кг/м3
|
1073,4
|
Показатели
|
Единицы измерения
|
Значение
показателя
|
Вязкость нефти:
при t=20°С при t=50°С
|
мм2/с мм2/с
|
14,83 8,12
|
Выход суммы
базовых масел с ИВ≥90 и температурой застывания≤-15°С
|
% масc.
|
14,44
|
Согласно ГОСТ Р 51858-2002 [3] по физико-химическим
свойствам, степени подготовки, содержанию сероводорода и легких меркаптанов
нефть подразделяют на классы, типы, группы, виды. По содержанию сероводорода и
легких меркаптанов нефть относится ко 2-ому виду:
содержание метил- и этил- меркаптанов - 48 ppm;
содержание сероводорода - 29 ppm.
Шифр нефти: 3.2.3.2 ГОСТ Р 51858-2002.
.2 Характеристика газов
Газы С1-С2, получаемые на установке АВТ отправляем в
топливную сеть завода, газы С3-С4 используем в качестве сырья установки
пиролиза.
В таблице 1.3 представлена характеристика газов.
Таблица 1.3 - Состав и выход газов на нефть
Компоненты
|
Выход на нефть,
% масс.
|
Метан
|
2,70´0,0196=0,053
|
Этан
|
2,70´0,0568=0,153
|
Пропан
|
2,70´0,2712=0,732
|
Бутан
|
2,70´0,2098=0,567
|
Изобутан
|
2,70´0,4426=1,195
|
Итого:
|
2,70
|
.3 Характеристика бензиновых фракций и их применение
В таблице 1.4 представлена характеристика бензиновой фракции.
Фракцию 70-180°С необходимо отправить на каталитический
риформинг для повышения ОЧ и для получения ароматики.
Фракцию н.к.-70°С можно использовать как сырьё для процесса
изомеризации.
Таблица 1.4 - Характеристика бензиновых фракций Зейской нефти
Пределы кипения
фракции, °С
|
Выход на нефть,
% масс.
|
Октановое число
без ТЭС
|
Содержание, %
масс.
|
|
|
|
серы
|
ароматических
углеводородов
|
нафтеновых
углеводородов
|
н.к.-70
|
4,131
|
64
|
отс.
|
0
|
13
|
70-180
|
15,848
|
51
|
отс.
|
9
|
12
|
н.к.-180
|
19,979
|
39
|
0,09
|
9
|
25
|
.4 Характеристика дизельных фракций и их применение
В таблице 1.5 представлена характеристика дизельной фракции.
Можно получать фракцию 180-360°С как компонент ДТ. Эта
фракция не отвечает требованиям стандарта по содержанию серы. Для понижения
содержания серы фракцию необходимо подвергнуть гидроочистке.
Таблица 1.5 - Характеристика дизельных фракций Зейской нефти
Пределы кипения,
°С
|
Выход на нефть,
% масс.
|
Цета-новое число
|
Вязкость при
20°С, мм2/с (сСт)
|
Температура
|
Содер-жание серы, % масс.
|
|
|
|
|
помутне- ния, °С
|
засты-вания, °С
|
|
180-360
|
29,565
|
54
|
5,18
|
-7
|
-12
|
1,31
|
1.5 Характеристика вакуумных (масляных) дистиллятов Зейской
нефти и их применение
Фракцию 360-570°С делим на две части: одну часть отправляем
на установку каталитического крекинга, вторую на установку гидрокрекинга.
Перед каталитическим крекингом необходимо подготовить сырьё.
Целью подготовки сырья для процесса каталитического крекинга является удаление
гетероатомных соединений, в первую очередь, сернистых и азотистых, и повышение
содержания парафино-нафтеновых углеводородов. Облагораживание сырья позволяет
увеличить сырьевую базу процесса и обеспечить повышенный выход бензина с низким
содержанием серы при минимальном выходе кокса. С этой целью используем
установку гидроконверсии ВГ.
Таблица 1.6 - Характеристика вакуумных дистиллятов
Пределы кипения,
°С
|
Выход на нефть,
% масс.
|
Плотность при
20°С, кг/м3
|
Вязкость, мм2/с,
при
|
Выход базовых
масел с ИВ³90 на дистиллят, % масс.
|
|
|
|
50°С
|
100°С
|
|
360-430
|
12,019
|
863,7
|
18,24
|
4,12
|
63,49
|
430-500
|
11,663
|
884,3
|
41,35
|
6,47
|
58,23
|
500-570
|
9,404
|
912,8
|
143,86
|
22,90
|
45,37
|
>570
|
14,67
|
927,5
|
248,19
|
26,73
|
20,85
|
.6 Характеристика остатков и их применение
Так как выход гудрона равен 14,67% на нефть, то одну его
часть отправим на установку ART, а вторую - на битумную установку. Процесс ART
- это термоадсорбционная переработка нефтяных остатаков. Специалисты фирмы
“Келлог” называют процесс ART революционным, т.к. он является самым эффективным
и экономичным способом облагораживания остатков нефти [4]. На установку
получения битума отправляем половину фракции - 7,335% масс. на нефть. чтобы
обеспечить получение необходимого количества нефтяных битумов.
Таблица 1.7 - Характеристика остатков Зейской нефти
Показатель
|
>570
|
Выход на нефть,
% масс.
|
14,67
|
Вязкость
условная, °ВУ: при 80°С
|
-
|
при 100°С
|
183,20
|
Плотность при
20°С, кг/м3
|
1073,4
|
Коксуемость, %
масс.
|
19,38
|
Содержание, %
масс.: серы
|
3,92
|
парафинов
|
1,1
|
2. ВЫБОР И ОБОСНОВАНИЕ ПОТОЧНОЙ СХЕМЫ ГЛУБОКОЙ ПЕРЕРАБОТКИ
НЕФТИ
Выбор поточной схемы переработки нефти заключается в том,
чтобы подобрать минимальное количество технологических установок,
обеспечивающих показатели работы топливно-химического блока: выработку светлых
не менее 78% масс., сырья для нефтехимии не менее 6,0% масс., глубину
переработки нефти не менее 87%.
Основой любого нефтеперерабатывающего завода является
установка АВТ. При помощи этой установки получают газы С1-С2, С3-С4, нефтяные
фракции н.к.-70 С, 70-180 С, 180-360 С, 360-570 С и гудрон(>570 С).
Для разделения газов С1-С4 на компоненты используем
газофракционирующую установку. На ГФУ поступают газы С1-С4 с установок
изомеризации, гидроочистки ДТ, гидроконверсии ВГ, каталитического риформинга.
Газ С1-С2 используем для получения водорода. Газы С3-С4 используем в качестве
сырья установки пиролиза.
Для повышения октанового числа фракцию н.к.-70 С отправляем
на установку изомеризации. На данной установке получаем изомеризат -
высокооктановый компонент бензина, также получаем газы С1-С4, которые отправляем
на ГФУ. В качестве катализатора изомеризации выбираем I-7, который позволяет
провести процесс при температуре 220-240 С. Увеличивается конверсия на 1% и
увеличивается ОЧ на 1,5-2 пункта, снижается потребление топлива.
Фракцию 70-180 С целесообразно отправить на установку
каталитического риформинга. Процесс каталитического риформинга предназначен для
повышения детонационной стойкости бензинов и получения индивидуальных
ароматических углеводородов, главным образом бензола, толуола, ксилолов - сырья
нефтехимии. Важное значение имеет получение в процессе дешёвого ВСГ, который
направляем на установки изомеризации и гидроочистки ДТ. Неиспользованный на
установках изомеризации и ГО ДТ ВСГ отправляем на установку производства и
концентрирования водорода для дальнейшего использования на установке
гидрирования лёгкого бензина каталитического крекинга и фракции н.к.-70°С с
установи ART. Помимо прямогонного бензина как сырьё каталитического риформинга
используем бензин с процесса ART. Используем технологию риформинга с
непрерывной регенерацией катализатора. На установке получаем фракции:
н.к.-70°С, 70-140°С и 140-180°С. Фракции н.к.-70°С и 140-180°С используем в
качестве компонентов товарного бензина, фракцию 70-140°С отправляем на
получение ароматических углеводородов.
Получаемый на установке каталитического риформинга ВСГ не
может быть направлен сразу на установки гидрокрекинга и гидроконверсии, так как
имеет недостаточное содержание водорода. В связи с этим нужно предусмотреть
установку концентрирования водорода. Для этого предусмотрена установка
производства водорода методом паровой конверсии метана или углеводородного
газа.
Фракцию 180-360 С отправляем на установку гидроочистки, т. к.
она не проходит как товарное топливо по содержанию серы [5]. На установку гидроочистки
отправляем также фракцию 180-360°С с установки ART.
Фракцию 360-570°С делим на две части: одну часть отправляем
на установку каталитического крекинга, вторую на установку гидрокрекинга.
Каталитический крекинг, перерабатывая тяжелое сырьё, позволяет
дополнительно получать до 15-20% в расчёте на нефть высокооктанового бензина.
Кроме того, образующийся в процессе легкий каталитический газойль после
соответствующей обработки можно использовать в качестве компонента дизельного
топлива. При каталитическом крекинге в качестве сырья обычно используют широкие
вакуумные фракции, причём как прямогонные, так и подвергнутые предварительной
гидрообработке (термическая обработка в присутствии катализаторов и водорода,
например, процесс гидрокрекинга). Перед каталитическим крекингом необходимо
подготовить сырьё. Целью подготовки сырья для процесса каталитического крекинга
является удаление гетероатомных соединений, в первую очередь, сернистых и
азотистых, и повышение содержания парафино-нафтеновых углеводородов. Облагораживание
сырья позволяет увеличить сырьевую базу процесса и обеспечить повышенный выход
бензина с низким содержанием серы при минимальном выходе кокса. Наиболее
экономичными являются процессы гидроочистки и гидроконверсии вакуумного
газойля. Гидроочистка вакуумного газойля позволяет уменьшить в нём только
содержание гетероатомных соединений. Поэтому этот процесс применяют для легких
газойлей, выкипающих в пределах 360-500°С и содержащих около 50%
парафино-нафтеновых углеводородов. При гидроконверсии применяются два вида
катализатора, которые, во-первых, позволяют удалять из сырья с концом кипения
до 600°С сернистые и азотистые соединения и, во-вторых, проводить гидрирование
ароматических углеводородов. В результате получается гидроочищенный вакуумный газойль
(ГВГО) с содержанием серы не более 0,2% мас. и повышенным содержанием
парафино-нафтеновых углеводородов (60-70%), каталитический крекинг которого
даёт высокий выход бензина и минимальный - кокса. [1].
Продуктами каталитического крекинга являются: углеводородные
газы, бензин, применяемый в качестве компонента для приготовления всех марок
товарных бензинов, лёгкий газойль и кубовый остаток, используемый в качестве
котельного топлива.
Гидрокрекинг - глубокое каталитическое превращение нефтяного
сырья при высоком парциальном давлении водорода. Целью процесса гидрокрекинга
является получение светлых нефтепродуктов. Тяжёлый остаток гидрокрекинга
используем в качестве сырья каталитического крекинга. Газы С1-С2 отправляем в
топливную сеть завода, С3-С4 - используем в качестве сырья для процесса
пиролиза.
Так как выход гудрона равен 14,67% на нефть, то одну его
часть отправим на установку ART, а вторую - на битумную установку. Процесс ART
- это термоадсорбционная переработка нефтяных остатаков. Специалисты фирмы
“Келлог” называют процесс ART революционным, т.к. он является самым эффективным
и экономичным способом облагораживания остатков нефти [4]. На установку
получения битума отправляем половину фракции - 7,335% масс. на нефть. чтобы
обеспечить получение необходимого количества нефтяных битумов.
Для обеспечения выхода сырья для нефтехимии необходимо
предусмотреть установку пиролиза. Сырьём установки пиролиза в соответствии с
поточной схемой являются: газы С3-С4 с установок АВТ, гидрокрекинга, ГФУ,
рафинат с экстракции фракции 70-140°С, н-C3H8 с установки получения ДИПЭ,
фракции н.к.-180°С с установок гидроконверсии вакуумного газойля и гидроочистки
ДТ, n-С4Н10 с алкилирования.
Для разделения газов С1-С4, которые образуются на установках
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 газом С4Н8 с установки
пиролиза, отправляем на установку получения МТБЭ, который используется в
качестве кислородсодержащей добавки, повышающей октановое число. Газы ∑С4
с установки получения МТБЭ отправляются на установку алкилирования, где
получаем алкилат - высокооктановый компонент бензина. i-С4Н8 обладает высокой
реакционной способностью, из-за которой он является нежелательным в сырье
установки алкилирования. Поэтому схему получения МТБЭ располагают перед
установкой алкилирования.
Сероводород, образовавшийся на установках гидроочистки ДТ,
гидроконверсии ВГ, ART, гидрокрекинга и сероводород, выходящий с установки
АГФУ, объединяем и совместно отправляем на установку получения серной кислоты.
3. ВЫБОР И
ОБОСНОВАНИЕ ТЕХНОЛОГИЧЕСКОЙ СХЕМЫ УСТАНОВКИ ГИДРООЧИСТКИ
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 [6, 7, 8, 9, 10].
Сырьём является прямогонная дизельная фракция с установки АВТ и фракция
180-360°C c установки ART.
Установка, предназначеная для гидроочистки ДТ включает следующие блоки:
реакторный блок, состоящий из печи и одного реактора, сепарации
газо-продуктовой смеси с выделением ВСГ, очистки ВСГ от сероводорода,
компрессорную, стабилизации гидрогенизата. Процесс проводится в стационарном
слое алюмокобальтмолибденового катализатора.
Сырьё нагревается в теплообменниках, после чего смешивается с ВСГ.
Газо-продуктовая смесь направляется в трубчатую печь П-1, где нагревается до
температуры реакции и поступает в реактор Р-1. После реактора газо-продуктовая
смесь частично охлаждается в сырьевых теплообменниках (до температуры
210-230°С) и поступает в секцию горячей сепарации ВСГ, состоящей из сепараторов
С-1 и С-2. ВСГ, выводимый из холодного сепаратора С-2, после очистки МЭА в абсорбере
К-2 подается на циркуляцию. Гидрогенизаты горячего и холодного сепараторов
смешиваются и направляются на стабилизационную колонну К-1, где из продукта
удаляются углеводородные газы и отгон (бензин). Достоинством горячей сепарации
является меньший расход как тепла, так и холода [7].
Технологические параметры прцесса: давление в реакторе 4 МПа, температура
на входе в реактор 350°С, объёмная скорость подачи сырья 1,7 ч-1, глубина
обессеривания 99,6% (масс.), кратность циркуляции водородсодержащего газа к
сырью ϰ=200 нм3/м3 [6].
Стабилизация гидроочищенного дизельного топлива осуществляется в
ректификационной колонне. Для поддержания теплового баланса колонны в её куб
подаётся горячая струя, что позволяет отказаться от использования водяного пара
в качестве испаряющего агента.
Получаемый бензин-отгон откачивается и направляется на установку
пиролиза. Углеводородный газ направляется на установку ГФУ. Выделяемый
сероводород при регенерации моноэтаноламина направляется на установку
производства серной кислоты.
4. РАСЧЁТ
МАТЕРИАЛЬНОГО БАЛАНСА УСТАНОВКИ ГИДРООЧИСТКИ ДИЗЕЛЬНОГО ТОПЛИВА
.1 Исходные данные для расчёта
. Производительность установки по сырью G=1828950,261 т/г.
2.
Характеристика сырья: сырьём является прямогонная дизельная фракция 180-360 С с
установки АВТ, содержание серы в которой 1,31% масс.(см. таблицу 1.5), а также
фракция 180-360°С с установки ART, содержание серы 1,176% масс.(см. пункт
11.7). Плотность =845,3 кг/м3 [2]. Содержание непредельных углеводородов
10% (масс.) на сырьё [6].
.
Целевым продуктом установки является экологически чистое дизельное топливо с
содержанием серы 0,005%масс. или 50ppm.
.
Гидроочистка проводится на алюмокобальтмолибденовом катализаторе, кратность
циркуляции водородсодержащего газа к сырью ϰ=200 нм3/м3.
.
Кинетические константы прцесса: К0=4,62∙106, Е=67040 кДж/моль, n=2 [6].
Водородсодержащий
газ на установку гидроочистки подаётся с установки каталитического риформинга.
Концентрация водорода в ВСГ колеблется от 70 до 85% (об.).
Расчёт
проводим при помощи программы «Гидроочистка», составленной по заданию на
курсовую работу по предмету «Применение ЭВМ в химической технологии», которая
разработана на основе методики изложенной в [6].
4.2 Результаты расчёта программы «Гидроочистка»
Результаты расчёта представлены в таблице 4.1.
Таблица 4.1 - Материальный баланс установки гидроочистки ДТ
Продукты
|
% на сырьё
|
т/год
|
т/час
|
Пришло:
|
|
|
|
180-360°С (АВТ)
|
96,214
|
1760231,814
|
215,715
|
180-360°С (АRТ)
|
3,786
|
69264,740
|
8,488
|
ВСГ
|
2,220
|
40614,823
|
4,977
|
в т.ч. 100% водород
|
0,653
|
11946,612
|
1,464
|
Итого:
|
102,220
|
1870111,377
|
|
|
|
|
Получено:
|
|
|
|
С1-С4
|
2,187
|
40011,090
|
4,903
|
сероводород
|
1,381
|
25265,347
|
3,096
|
бензин
|
1,300
|
23783,455
|
2,915
|
ДТ
|
97,352
|
1781051,485
|
218,266
|
Итого:
|
102,220
|
1870111,377
|
229,180
|
5. РАСЧЁТ ТЕПЛООБМЕННИКОВ ПОДОГРЕВА СЫРЬЯ
.1 Определение температуры на выходе из теплообмееника
Для определения температуры необходимо составить тепловой баланс
теплообменника.
Из реактора продуктовая смесь выходит при температуре 389°С. В теплообменнике она охлаждается
до температуры 200°С.
Сырьё поступает в теплообменник с температурой 30°С. Расход газо-продуктовой смеси из реактора 247179
кг/ч (табл. 6.2), расход сырья 224203 кг/ч (табл. 6.2).
Gc∙()=Gгпс∙(),
где
Gc - расход сырья, кг/ч;гпс - расход газо-продуктовой смеси из реактора, кг/ч;
-
энтальпия сырья при температуре t, кДж/кг;- температура сырьевого потока на
выходе из реактора, °С;
-
энтальпия сырья при температуре 30°С (на входе в теплообменник);
-
энтальпия газо-продуктовой смеси при температуре 200°С (на выходе из
теплообменника);
-
энтальпия газо-продуктовой смеси при температуре 389°С (на входе в
теплообменник).
Энтальпию
сырья при температуре 30°С (на входе в теплообменник) рассчитываем по формуле:
=(0,0017∙Т2+0,762∙Т-334,25)/;
=57,19
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:
=(129,58+0,134∙Т+0,00059∙Т2)∙(4-)-308,99,
=1193,38
кДж/кг,
=714,84
кДж/кг.
Принимаем
tср.м полученного бензина равной 95°С. Тогда найдём его молярную массу:
М=60+0,3∙tср.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+0,00059∙Т2)∙(4-)-308,99,
=1260,66
кДж/кг,
=760,69
кДж/кг.
Принимаем
состав сухого газа в масс. долях:
компонент
|
С1
|
С2
|
С3
|
С4
|
масс. доли
|
0,57
|
0,26
|
0,11
|
0,06
|
энтальпия, Дж/кг при 384°С
при 200°С
|
1565 960
|
1440 860
|
1355 800
|
1270 715
|
Энтальпия сухого газа:
=1565∙0,57+1440∙0,26+1355∙0,11+1270∙0,06=1491,7
кДж/кг,
=960∙0,57+860∙0,26+800∙0,11+715∙0,06=901,7
кДж/кг.
Энтальпии
циркулирующего ВСГ:
=2127,83
кДж/кг,
=1094
кДж/кг.
Энтальпии
сероводорода:
=464,59
кДж/кг,
=215,37кДж/кг.
Находим
энтальпию газо-продуктовой смеси на входе в теплообменник:
=464,59∙0,0125+1491,7∙0,0199+1260,66∙0,0118+2127,83∙0,0728+1193,38∙∙0,883=1259,03
кДж/кг,
на
выходе из теплообменника:
=215,37∙0,0125+901,7∙0,0199+760,69∙0,0118+1094∙0,0728+714,84∙0,883==740,46
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=270°С.
5.2 Определение среднего температурного напора в теплообменнике
Средняя разность темперктур при противотоке равен [11]:
сырьё - 30 - 270
газо-продуктовая смесь - 389 - 200
∆t=359 ∆t=70
∆tПР=177°С
(среднее значение найдено логарифмическим методом).
Для определения поправочного коэффициента для смешанного тока в
теплообменнике с одним ходом по межтрубному пространству и двумя ходами по
трубам находим коэффициенты P и R [11]:
Р=(tК-tН)/(tН′-tН),=(tН′-tК′)/(tК-tН),
где tК, tН - конечная и начальная температуры холодного теплоносителя,
°С;Н′, tК′ - начальная и конечная температура горячего
теплоносителя.
Тогда:
Р=(270-30)/(389-30)=0,67,=(389-200)/(270-30)=0,79.
По графику [11]: e=0,5.
Следовательно: ∆tср=89°С или 362К.
Определим количество тепла передаваемого в теплообменнике:
Q=GГПС∙(-)=247179 (1259,03-740,46)=35,61 МВт.
Коэффициент
теплопередачи принимаем К=250 Вт/(м2∙К) [12].
Рассчитываем
необходимую площадь теплообмена по формуле:
=Q/(K∙∆tср).
Следовательно:=35,61/(250∙89)=1600,45
м2.
Предварительно
принимаем теплообменник кожухотрубчатый двухходовой, с диаметром кожуха D=1200
мм, трубами 20´2мм, площадью сечения трубного пространства Sт=0,135
м2, межтрубного пространства Sмт=0,028 м2, Fтеполобмена=514 м2, длина труб - 6 м [6].
Средняя
плотность потока, идущего по трубам (сырьё) при средней температуре
(270+30)/2=150°С:
.
Плотность
потока, идущего по межтрубному пространству при средней температуре
(389+200)/2=294,5°С равна: .
Следовательно,
скорость движения потока в трубах равна:
ωт=GС/(Sт∙r)=224203/(0,135∙752,7)=0,61 м/с.
Скорость
потока в межтрубном пространстве:
ωмт=GГПС/(Sмт∙r)=1,2 м/с
Скорость
потока удовлетворяет условиям теплопередачи.
Необходимое
количество теплообменников:
=Fобщ/Fтеплобмена=1600,45/514=3
шт.
6. РАСЧЁТ РЕАКТОРНОГО БЛОКА
.1 Материальный баланс реактора гидроочистки
В реактор поступает сырьё, свежий водородсодержащий газ и циркулирующий
водородсодержащий газ (ЦВСГ). Состав ЦВСГ принят на основе данных [6] и представлен в таблице 6.1.
Таблица 6.1 -
Состав циркулирующего ВСГ
Компонент
|
Водород
|
Метан
|
Этан
|
Пропан
|
Бутан
|
Массовая доля
|
0,192
|
0,427
|
0,201
|
0,103
|
0,077
|
Мольная доля
|
0,720
|
0,200
|
0,050
|
0,020
|
0,010
|
Средняя молярная масса ЦВСГ Мц равна:
кг.
Расход
циркулирующего ВСГ, % масс. на 100 кг сырья:
,
где c=200 - кратность циркуляции ВСГ, нм3/м3;
rс=845,3 - плотность
сырья, кг/м3.
кг.
На основе данных материального баланса гидроочистки (таблица 4.1)
составляем материальный баланс реактора (таблица 6.2).
Таблица 6.2 - Материальный баланс реактора гидроочистки ДТ
Состав
|
%масс.
|
т/год
|
т/час
|
Пришло:
|
|
|
|
сырьё
|
100,000
|
1829496,554
|
224,203
|
свежий ВСГ
|
2,220
|
40614,823
|
4,977
|
циркулирующий ВСГ
|
8,028
|
146871,984
|
17,999
|
Итого:
|
110,248
|
2016983,361
|
247,179
|
|
|
|
|
Получено:
|
|
|
|
газ сухой
|
2,187
|
40011,090
|
4,903
|
сероводород
|
1,381
|
25265,347
|
3,096
|
бензин-отгон
|
1,300
|
23783,455
|
2,915
|
ДТ очищенное
|
97,352
|
1781051,485
|
218,266
|
циркулирующий ВСГ
|
8,028
|
146871,984
|
17,999
|
Итого:
|
110,248
|
2016983,361
|
247,179
|
.2 Тепловой баланс реактора
Уравнение теплового баланса реактора гидроочистки можно записать так:
+QЦ+QS+QГ.Н.=∑ QCМ.
где QC, QЦ - тепло, вносимое в реактор со свежим сырьём и ЦВСГ;, QГ.Н. -
тепло, выделяемое при протекании реакций гидрогенолиза сернистых и гидрирования
непредельных соединений;
∑ QCМ - тепло, отводимое из реактора реакционной смесью.
Средняя теплоёмкость реакционной смеси при гидроочистке незначительно
изменяется в ходе процесса, поэтому тепловой баланс реактора можно записать в
следующем виде:
G∙c∙t0+ΔS∙qS+ΔCН∙qН=G∙c∙t,=t0+(ΔS∙qS+ΔCН∙qН)/(G∙c).
где G - суммарное количествореакционной смеси, % (масс.);
с - средняя теплоёмкость реакционной смеси, кДж/(кг∙К);
ΔS, ΔCН - количество серы и непредельных,
удалённых из сырья, % (масс.);, t0 - температура на выходе из реактора и при
удалении серы ΔS, °С;, qН - тепловые эффекты гидрирования сернистых и непредельных
соединений, кДж/кг.
Определим численные значения всех членов, входящих в уравнение.
. При оптимизации t0 учитывают следующие два фактора, действующих в
противоположных направлениях: с повышением t0 уменьшается загрузка
катализатора, которая требуется для достижения заданной глубины обессеривания ΔS, но, с другой стороны, увеличивается
скорость дезактивации катализатора и, следовательно, увеличиваются затраты,
связанные с более частыми регенерациями и большими днями простоя установки за
календарный год. Минимум суммарных затрат определит оптимальное значение t0.
Тогда: t0=350°С.
. Суммарное количество реакционной смеси на входе в реактор составляет
2016983,361 т/год (см. таблицу 6.2).
. Количество серы, удалённое из сырья, ΔS=1,3% (масс.). Глубину гидрирования
непредельных углеводородов можно принять равной глубине обессеривания: ΔCН=CН∙0,996=10∙0,996=9,96%
(масс.).
. Количество тепла, выделяемое при гидрогенолизе сернистых соединений (на
100 кг сырья) при заданной глубине обессеривания, равной 0,996, составит :
=∑ qSi∙gSi,
где qSi - тепловые эффекты гидрогенолиза отднльных сероорганических
соединений, кДж/кг [6];- количество разложенных сероорганических соединений, кг
(при расчёте на 100 кг сырья оно численно равно содержанию отдельных
сероорганических соединений в % масс.).
Таким образом:=0,32625∙2100+0,32625∙3810+0,32625∙5060+0,32125∙8700=6373,838
кДж.
. Количество тепла, выделяемое при гидрировании непредельных
углеводородов, равно 126000 кДж/моль [6]. Тогда:
Н=ΔCН∙qН/М=9,96∙126000/202,7=6191,219
кДж.
. Среднюю теплоёмкость ЦВСГ находим на основании данных по теплоёмкости
отдельных компонентов [6], таблица 6.3:
Таблица 6.3 - Теплоёмкость индивидуальных компонентов
Теплоёмкость
|
Н2
|
СН4
|
С2Н6
|
С3Н8
|
С4Н10
|
сР, кДж/(кг∙К)
|
14,57
|
3,35
|
3,29
|
3,23
|
3,18
|
Теплоёмкость ЦВСГ можно найти по формуле:
сЦ=∑ сРi∙yi,
где сРi - теплоёмкость отдельных компонентов с учётом поправок на
температуру и давление, кДж/(кг∙К);- массовая доля каждого компонента в
циркулирующем газе.
Тогда:
сЦ=14,57∙0,192+3,35∙0,427+3,29∙0,201+3,23∙0,103+3,18∙0,077=5,47
кДж/(кг∙К).
7. Энтальпию паров сырья при 350°С определяем по графику Приложения 4
[6]: I350=1050 кДж/кг.
Поправку на давление находим по значениям приведённых температуры и
давления.
Абсолютная критическая температура сырья определяется с использованием
графика [6]: ТКР=723 К.
Приведённая температура равна ТПР=350+273/723=0,862.
Критическое давление сырья вычисляем по формуле:
РКР=0,1∙К∙ТКР/МС=0,1∙11,736∙723/202,7=4,186 МПа.
где
К=(1,216∙)/d1515=(1,216∙)/0,8453=11,736.
Тогда:
РПР=Р/РКР=4/4,186=0,956.
Для
найденных значений ТПР и РПР [6]:
ΔI∙M/ТКР=33;
ΔI=(723∙33)/202,7=117,705
кДж/кг.
Энтальпия сырья с поправкой на давление равна: I350=1050-117,705=932,295
кДж/кг.
Теплоёмкость сырья с поправкой на давление равна: сС=932,295/350=2,664
кДж/(кг∙К).
. Средняя теплоёмкость реакционной смеси сотавляет:
с=(сС∙100+сЦ∙10,248)/110,248=(2,664∙100+5,47∙10,248)/110,248=2,925
кДж/(кг∙К).
Подставив найденные величины в уравнение, находим температуру на выходе
из реактора t:=350+(6191,219+6373,838)/(110,248∙2,925)=389 К.
6.3 Расчёт объёма катализатора в реакторе
Для расчёта объёма катализатора в реакторе используем формулу [6]:
=G′/ω,
где VK - объём катализатора в реакторе, м3;′ - подача сырья в
реактор, м3/ч;
ω - объёмная скорость подачи сырья,
ч-1.
Объёмную скорость подачи сырья принимаем равной 1,7 ч-1.
Значение G′ находим из соотношнния [6]:
′=G/ρ,
где G - массовый расход сырья, кг/ч;
ρ - плотность сырья, кг/м3.
Тогда:′=224203/845,3=265,23 м3/ч.
По известным данным находим объём катализатора:=265,23/1,7=156 м3.
.4 Расчёт геометрических размеров реактора
Принимаем соотношение высоты реактора к диаметру 4:1 или Н=4∙D.
Реактор цилиндрический с аксиальным вводом сырья.
=π∙D2∙H/4=π∙D3.
Диаметр реактора равен:
D=(VК/π)1/3=(156/3,14)1/3=3,7 м.
Высота слоя катализатора составляет H=4∙D=4∙3,7=14,8 м.
Таким образом, окончательно принимаем рассчитанные выше параметры
процесса:
температура входа газо-сырьевой смеси - 350°С;
температура выхода газо-продуктовой смеси - 389°С;
давление подачи сырья в реактор - 4 МПа;
кратность циркуляции ВСГ - 200нм3/м3;
глубина обессеривания -99,6% (масс.);
объёмная скорость подачи сырья - 1,7 ч-1;
концентрация водорода в свежем ВСГ - 85% (об.);
концентрация водорода в циркулирующем ВСГ - 72% (об.);
объём катализатора в реакторе - 156 м3.
7. РАСЧЁТ
СЕПАРАТОРОВ
Для отделения гидрогенизата от ВСГ на установке предусмотрена сепарация
газо-продуктовой смеси.
.1 Расчёт горячего сепаратора С-1
Принимаем горячую сепарацию. Параметры первого горячего сепаратора
высокого давления представляют собой такие значения: t=200°С, давление
составляет р=2600 кПа. Состав газо-продуктовой смеси принят на основании
таблицы 6.2, состав ЦВСГ принят согласно таблицы 6.1. Расчёт производим
спомощью программы «Oil». Исходные данные представлены в таблице 7.1.
Таблица 7.1 - Состав газо-продуктовой смеси
Продукты
|
кг/ч
|
водород
|
3455
|
сероводород
|
3096
|
метан
|
10479
|
этан
|
4895
|
пропан
|
2394
|
бутан
|
1679
|
бензин-отгон
|
2915
|
ДТ очищенное
|
218266
|
Итого:
|
247179
|
Результаты расчёта представлены в таблицах 7.2 и 7.3.
Иcxoдныe дaнныe:д нeфти или фpaкции G= 247179 Kг/чac
Дaвлeниe пpи oднoкpaктнoм иcпapeнии P= 2600 KПaмпepaтуpa oднoкpaтнoгo
иcпapeния T= 200 ^Cзультaты pacчeтa:вaя дoля oтгoнa пapoв e1=
.1242972761392593льнaя дoля oтгoнa пapoв e= .6896399855613708лeкуляpнaя мacca
иcxoднoй cмecи Mi= 64.555908203125лeкуляpнaя мacca жидкoй фaзы Ml=
182.1454772949219лeкуляpнaя мacca пapoвoй фaзы Mp= 11.63523483276367
На основании расчётов определяем размеры первого сепаратора. Принимаем,
что сепаратор горизонтальный.
Определим свободное сечение сепаратора:
,
где
F - свободное сечение сепаратора для прохода паровой фазы, м2;- расход паровой
фазы через сепаратор, м3/с;- 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 С. Н. Обрядчикова и П. А. Хохрякова [11]:
,
где
- плотность жидкости при данных условиях, кг/м3;
-
плотность газа при данных условиях, кг/м3.
м/с.
,
где
Gп - расход паровой фазы, кг/ч.
м3/с.
Тогда:
м2.
Принимаем
длину сепаратора равной: Н=4∙d [4].
Тогда
диаметр сепаратора будет равен:
;
м.
Выбираем
стандартную обечайку d=1,0 м, тогда Н=4 м.
.2
Расчёт холодного сепаратора С-2
В
сепараторе С-2 выделяется циркулирующий ВСГ. Параметры холодного сепаратора:
t=40°С и давление составляет р=2400 кПа. Расчёт производим с помощью программы
«Oil». Сырьём этого сепаратора является паровая фаза из сепаратора С-1. Её
состав принят на основании таблицы 7.3.
Результаты
расчёта представлены в таблицах 7.5 и 7.6.
Иcxoдныe дaнныe:д нeфти или фpaкции G= 30723.671875 Kг/чac
Дaвлeниe пpи oднoкpaктнoм иcпapeнии P= 2400 KПaмпepaтуpa oднoкpaтнoгo
иcпapeния T= 40 ^Cзультaты pacчeтa:вaя дoля oтгoнa пapoв e1=
.7791038155555725льнaя дoля oтгoнa пapoв e= .9778401255607605лeкуляpнaя мacca
иcxoднoй cмecи Mi= 11.63536834716797лeкуляpнaя мacca жидкoй фaзы Ml=
115.9591293334961лeкуляpнaя мacca пapoвoй фaзы Mp= 9.270566940307617
.
Свободное
сечение сепаратора позволяет определить диаметр и длину сепаратора по формуле:
.
Допустимая
скорость паров в свободном сечении сепаратора:
;
м/с.
;
м3/с.
Тогда:
м2.
Принимаем
длину сепаратора равной: Н=4∙d [4]. Тогда диаметр сепаратора будет равен:
;
м.
Выбираем
стандартную обечайку: d=0,8 м, тогда Н=3,2 м.
8. РАСЧЁТ ФРАКЦИОНИРУЮЩЕЙ КОЛОННЫ
Для колонны принимаем клапанные прямоточные тарелки: 10 в отгонной части
и 12 в укрепляющей, кратность орошения 3:1. Расход сырья 223242,1592 кг/ч
(сырьём колонны является жидкая фаза "горячего" и
"холодного" сепараторов). Расстояние между тарелками 500 мм.
.1 Расчёт доли отгона на входе в колонну
Для расчёта доли отгона на входе в колонну используем программу «Oil».
Результаты расчёта представлены в таблицах 8.1 и 8.2.
Иcxoдныe дaнныe:д нeфти или фpaкции G= 223242.15625 Kг/чac
8.2 Расчёт доли отгона в ёмкости орошения колонны
С помощью программы «Oil» найдём долю отгона в ёмкости
орошения фракционирующей колонны. Результаты расчёта представлены в таблицах
8.5 и 8.6.
Иcxoдныe дaнныe:д нeфти или фpaкции G= 4986.56005859375 Kг/чacд вoдянoгo
пapa Z= 0 Kг/чac
Плoтнocть ocтaткa P19= 980 Kг/M^3
Дaвлeниe пpи oднoкpaктнoм иcпapeнии P= 200 KПaмпepaтуpa oднoкpaтнoгo
иcпapeния T= 35 ^Cзультaты pacчeтa:вaя дoля oтгoнa пapoв e1=
.6278173327445984льнaя дoля oтгoнa пapoв e= .8946100473403931лeкуляpнaя мacca
иcxoднoй cмecи Mi= 29.31504440307617лeкуляpнaя мacca жидкoй фaзы Ml=
103.525032043457лeкуляpнaя мacca пapoвoй фaзы Mp= 20.5726432800293
.3 Расчёт температуры вверху колонны
Верхний продукт колонны в ёмкости орошения находится в парожидкостном
состоянии. Следовательно, состав орошения, подаваемого наверх колонны,
отличается от состава дистиллята, что необходимо учитывать в расчёте температуры
верха колонны. В таблице 8.8 приведён состав паров дистиллята с учётом
орошения. Молярные расходы дистиллята и орошения взяты из расчёта «Oil» в
ёмкости орошения стабилизационной колонны.
Таблица 8.8 - Состав паров дистиллята с учётом орошения
Компонент
|
Молярный расход дистиллята,
кмоль/час
|
Молярный расход орошения,
кмоль/час
|
Молярный расход орошения с
учётом кратности, кмоль/час
|
Суммарный расход паров,
кмоль/час
|
Состав паров, мольн. доли
|
водород
|
64,1821
|
0.0725
|
0,2175
|
64,3996
|
0,2877
|
метан
|
34,5607
|
0.0796
|
0,2388
|
34,7995
|
0,1554
|
этан
|
16,0883
|
0.1282
|
0,3846
|
16,4729
|
0,0736
|
Н2S
|
12,3374
|
0.1813
|
0,5439
|
12,8813
|
0,0575
|
пропан
|
9,2464
|
0.2001
|
0,6003
|
9,8467
|
0,0440
|
бутан
|
8,7299
|
0.5578
|
1,6734
|
10,4033
|
0,0465
|
28-62°С
|
5,1658
|
1.2709
|
3,8127
|
8,9785
|
0,0401
|
62-85°С
|
4,1030
|
1.9486
|
5,8458
|
9,9488
|
0,0444
|
85-105°С
|
3,6683
|
2.4696
|
7,4088
|
11,0771
|
0,0495
|
105-140°С
|
6,0728
|
5.2442
|
15,7326
|
21,8054
|
0,0974
|
140-180°С
|
5,9478
|
5.7744
|
17,3232
|
23,2710
|
0,1039
|
Итого:
|
170,1025
|
17.9272
|
53,7816
|
223,8841
|
1,0000
|
Температура вверху колонны определяется по уравнению изотермы паровой
фазы [13]:
,
где
- молярная доля i-того компонента в смеси
углеводородов, включая орошение;- константа фазового равновесия i-того
компонента, определяется по формуле:
,
где
pi - давление насыщенных паров i-того компонента;- давление в колонне.
Давление
насыщенных паров компонентов определяем по формуле Ашворта:
,
где
pHI - давление насыщенных паров при температуре Т, Па;
Т0
- средняя температура кипения фракции при атмосферном давлении, К.
Функция
температур f(Т) и f(Т0) выражается уравнением:
.
Давление
вверху колонны с учётом гидравлического сопротивления тарелок равно р=250-0,75∙12=241
кПа.
Расчёт
производится с помощью программы «EXCEL». Ход расчёта представлен в виде
таблицы 8.9:
Таблица
8.9 - Определение температуры вверху колонны
Компонент
|
Ткип, °С
|
f(Т)
|
y′
|
K
|
y′/K
|
водород
|
-252,8
|
56,72669
|
0,2877
|
113,0135
|
0,002546
|
метан
|
-161,8
|
30,77651
|
0,1554
|
71,42153
|
0,002176
|
этан
|
-90
|
17,2348
|
0,0736
|
32,47586
|
0,002266
|
Н2S
|
46
|
7,311351
|
0,0575
|
2,86609
|
0,020062
|
пропан
|
-42
|
12,28407
|
0,0440
|
15,78182
|
0,002788
|
бутан
|
-6
|
9,792114
|
0,0465
|
8,330301
|
0,005582
|
28-62°С
|
45
|
7,34999
|
0,0401
|
2,930141
|
0,013685
|
62-85°С
|
73,5
|
6,354731
|
0,0444
|
1,523837
|
0,029137
|
85-105°С
|
95
|
5,728382
|
0,0495
|
0,90117
|
0,0549929
|
105-140°С
|
122,5
|
5,049809
|
0,0974
|
0,443498
|
0,219618
|
140-180°С
|
160
|
4,296857
|
0,1039
|
0,160509
|
0,647315
|
Итого:
|
|
|
1,0000
|
|
1,000103
|
За температуру верха примем температуру, равную Тверх=125°С.
f(Т)=5,003865.
.4 Определение температуры низа колонны
Температура внизу колонны определяется аналогично температуре вверху
колонны по изотерме жидкой фазы [13]:
,
где
ki - константа фазового равновесия i-того компонента в остатке колонны;
-
молярная доля i-того компонента в остатке.
Давление
внизу колонны:=250+0,75∙10=258 кПа.
Расчёт
температуры внизу колонны приведён в таблице 8.10:
Таблица
8.10 - Определение температуры внизу колонны
Компо-нент
|
Ткип, °С
|
f(Т)
|
x′
|
K
|
x′∙K
|
180-210°С
|
195
|
3,730188
|
0,222454
|
2,439565
|
0,542691
|
210-310°С
|
260
|
2,923783
|
0,564689
|
0,750238
|
0,423651
|
310-360°С
|
335
|
2,259177
|
0,212857
|
0,158265
|
0,033688
|
Итого:
|
|
|
1,000000
|
|
1,00003
|
За температуру низа примем температуру, равную Тниз=292°С. f(Т)=2,609395.
.5 Расчёт теплового баланса колонны
Согласно уравнению теплового баланса, Qприход=Qуход, где приход теплоты
Qприход равен сумме теплоты, приходящей с сырьевым потоком, теплоты, вносимой
орошением и горячей струёй. Расход теплоты Qуход равен сумме теплот, уходящих с
верхним и нижним продуктами.
. Теплота, вносимая сырьевым потоком:
=Gc∙[e∙H240п+(1-е)∙Н240ж]/3600,
где Gc - расход сырья на входе в колонну, кг/ч;
е - доля отгона паровой фазы;п и Н240ж - энтальпии паровой и жидкой фаз
при температуре ввода в колонну.
п=b∙(4-r1515)-308,99,
где b=(129,58+0,134∙Т+0,00059∙Т2);
r1515 - относительная плотность нефтепродукта рассчитывается по
преобразованной формуле Крэга [13]:
r1515=1,03∙М/(44,29+М),
где М - молярная масса паровой фазы на входе в колонну.
r1515=1,03∙77/(44,29+77)=0,6539.п=353,71∙(4-0,6539)-308,99=874,6
кДж/кг.
Н240ж=а/(r1515)0,5,
где а=(0,0017∙Т2+0,762∙Т-334,25);
r1515 - относительная плотность нефтепродукта, рассчитывается по
преобразованной формуле Крэга [13]:
r1515=1,03∙М/(44,29+М),
где М - молярная масса жидкой фазы на входе в колонну.
r1515=1,03∙203/(44,29+203)=0,8455.
Н240ж=503/(0,8455)0,5=547,0 кДж/кг.=223242,15625∙[0,0813∙874,6+(1-0,0813)∙547,0]/3600=35572,0
кВт.
. Теплота, вносимая орошением:=Gорошения∙Н35ж/3600,
где Gорошения - расход орошения с учётом кратности, кг/ч;
Н35ж - энтальпия орошения при температуре 35°С.
Н35ж=а/(r1515)0,5,
где а=(0,0017∙Т2+0,762∙Т-334,25);
r1515 - относительная плотность нефтепродукта расчитывается по
преобразованной формуле Крэга [13]:
r1515=1,03∙М/(44,29+М),
где М - молярная масса орошения.
r1515=1,03∙104/(44,29+104)=0,7224.
Н35ж=61,21/(0,7224)0,5=72,0 кДж/кг.=(1855,9109∙3∙72,0)/3600=111,4
кВт.
. Теплота, уходящая с верхним продуктом:ух 1=(Gдист.+Gор.)∙Н125п/3600,
где Gдист. - расход дистиллята, кг/ч;
Н125п - энтальпия паровой фазы при температуре верха колонны.п=b∙(4-r1515)-308,99,
где b=(129,58+0,134∙Т+0,00059∙Т2);
r1515 - относительная плотность нефтепродукта рассчитывается по
преобразованной формуле Крэга [13]:
r1515=1,03∙М/(44,29+М).
r1515=1,03∙29,3/(44,29+29,3)=0,4101.п=276,62∙(4-0,4101)-308,99=684,0
кДж/кг.ух 1=(Gдист.+Gор.)∙Н125п/3600=(4986,5601+1855,9109∙3)∙684,0/3600=1300,1
кВт.
. Теплота, уходящая с фракцией 180-360°С:ух 2=Gфр.∙Н292ж/3600,
где Gфр. - расход фракции 180-360°С, кг/ч;
Н292ж - энтальпия жидкой фазы при температуре куба колонны.
Н292ж=а/(r1515)0,5,
где а=(0,0017∙Т2+0,762∙Т-334,25);
r1515 - относительная плотность нефтепродукта расчитывается по формуле
[13]:
r1515=r420+5α=0,8453+0,00356=0,84886.
Н292ж=637,77/(0,84886)0,5=692,2 кДж/кг.ух 2=218255,5938.∙692,2/3600=41965,7
кВт.
. По дебалансу теплоты определяем количество теплоты, подводимой «горячей
струёй».приход=35572,0+111,4=35683,4 кВт.уход=1300,1+41965,7=43265,8
кВт.уход-Qприход=43265,8-35683,4=7582,4 кВт.
С помощью программы «Oil» расчитаем долю отгона паров в печи:
Иcxoдныe дaнныe:д нeфти или фpaкции G= 218255.59375 Kг/чac
Дaвлeниe пpи oднoкpaктнoм иcпapeнии P= 258 KПaмпepaтуpa oднoкpaтнoгo иcпapeния
T= 315 ^Cзультaты pacчeтa:вaя дoля oтгoнa пapoв e1= .5922557711601257льнaя дoля
oтгoнa пapoв e= .6275001168251038лeкуляpнaя мacca иcxoднoй cмecи Mi=
202.6910400390625лeкуляpнaя мacca жидкoй фaзы Ml= 221.8687286376953лeкуляpнaя
мacca пapoвoй фaзы Mp= 191.306640625
Q3=G∙[e∙H315п+(1-е)∙Н315ж]/3600,
где G - расход «горячей струи», кг/ч;
е - доля отгона паровой фазы;п и Н315ж - энтальпии паровой и жидкой
фаз.п=b∙(4-r1515)-308,99,
где b=(129,58+0,134∙Т+0,00059∙Т2);
r1515 - относительная плотность нефтепродукта рассчитывается по
преобразованной формуле Крэга [13]:
r1515=1,03∙М/(44,29+М).
r1515=1,03∙191/(44,29+191)=0,8361.п=412,415∙(4-0,8361)-308,99=995,8
кДж/кг.
Н315ж=а/(r1515)0,5,
где а=(0,0017∙Т2+0,762∙Т-334,25);
r1515 - относительная плотность нефтепродукта, рассчитывается по
преобразованной формуле Крэга [13]:
r1515=1,03∙М/(44,29+М).
r1515=1,03∙222/(44,29+222)=0,8587.
Н315ж=700,315/(0,8587)0,5=755,7 кДж/кг.=Q3·3600/[e∙H315п+(1-е)∙Н315ж]=7582,4·3600/[0,59∙995,8+(1-0,59)∙755,7]=
=30418,9 кг/ч.
Рассчитанный расход «горячей струи» обеспечивает поддержание необходимого
температурного режима в колонне стабилизации.
Результаты расчета сведем в таблицу 8.11.
Таблица 8.11 Тепловой баланс фракционирующей колонны
Приход, Q кВт
|
Расход, Q кВт
|
Сырьё
|
35572,0
|
Верхний продукт
|
1300,1
|
Орошение
|
111,4
|
Фракция 180-360°С
|
41965,7
|
Пары из печи
|
7582,4
|
|
|
Итого:
|
43256,8
|
Итого:
|
43265,8
|
.6 Расчёт диаметра колонны
Молярный расход паров в зоне ввода сырья (берём из расчёта доли отгона на
входе в колонну стабилизации):ввод=235,7437/3600=0,065 кмоль/с.
Молярный расход паров вверху колонны (берём из таблицы
8.8):верх=223,8841/3600=0,062 кмоль/с.
Молярный расход паров внизу колонны:низ=30418,9/(191∙3600)=0,044
кмоль/с,
где 30418,9 - расход горячей струи, кг/ч;
- молярная масса, берём из расчёта доли отгона с помощью программы «Oil»
в печи.
Объёмный расход паров в зоне ввода сырья:
м3/с.
Объёмный
расход паров внизу колонны:
м3/с.
Объёмный
расход паров вверху колонны:
м3/с.
Расчёт
диаметра нижней части колонны.
Допустимая
линейная скорость в свободном сечении колонны рассчитывается по формуле
Саундерса и Брауна [11]:
=0,6 м/с.
где
С=900 - коэффициент по [11];
ρП - плотность паров в нижей части колонны:
ρП===10,56 кг/м3 (где VП - объёмный расход паров внизу
колонны, м3/с; 30418,9 - расход «горячей струи», кг/ч);
ρж - средняя плотность жидкости в нижней части колонны при средней
температуре в нижней части колонны: (240+292)/2=266°С. Рассчитаем её:
ρ1515=(0,8455+0,84886)/2=0,84718,
ρ4266=ρ1515-5α-α∙(266-20)=0,84718-0,00356-0,000712∙(266-20)=0,6685.
Площадь
рабочего сечения тарелки: S=VП/w=0,80/0,6=1,33 м2.
Диаметр
колонны: D=1,13∙=1,3 м.
Ближайший
стандартный диаметр: D=1400 мм.
Расчёт
диаметра верхней части колонны.
Допустимая
линейная скорость в свободном сечении колонны рассчитывается по формуле
Саундерса и Брауна [11]:
=0,96
м/с.
где
С=900 - коэффициент;
ρП - плотность паров в верхней части колонны:
ρП===2,14 кг/м3 (где 0,062 - молярный расход паров вверху
колонны, кмоль/с; 0,85 - объёмный расход паров вверху колонны, м3/с; 29,3 -
молярная масса);
ρж - средняя плотность жидкости в верхней части колонны при средней
температуре в верхней части колонны: (250+125)/2=187,5°С. Расчитаем её: ρ1515=(0,8455+0,7224)/2=0,7840.
ρ4187,5=ρ1515-5α-α∙(187,5-20)=0,7840-0,00396-0,000792∙(187,5-20)=0,6474.
Площадь
рабочего сечения тарелки:=VП/w=0,85/0,96=0,89 м2.
Диаметр
колонны:=1,13∙=1,07 м.
Ближайший
стандартный диаметр: D=1200 мм.
8.7 Расчёт высоты колонны
. Высота тарельчатой части колонны:
Н1=НТ∙(nТ-1)=0,5∙(22-1)=10,5 м,
где НТ - расстояние между тарелками, м;Т - число тарелок.
. Высота верхней части колонны принимается равной (0,5…1)D, принимаем
НВ=1 м.
. Высоту эвапорационного пространства в месте ввода сырья и конического
перехода принимаем равной НЭ=2 м.
. Высота эвапорационного пространства внизу колонны НЭН=1,5 м.
. Высота куба колонны составляет: НК=3 м.
. Высоту юбки принимаем равной: НЮ=3 м.
Общая высота колонны: 10,5+1+2+1,5+3+3=21 м.
9. РАСЧЁТ
ПОЛЕЗНОЙ ТЕПЛОВОЙ НАГРУЗКИ ТРУБЧАТОЙ ПЕЧИ
Для расчёта примем печь подогрева горячей струи во фракционирующей
колонне. Исходные данные: расход 30418,9 кг/ч, температура на входе в печь 292°С, температура на выходе из печи 315°С, доля отгона е=0,59.
Полезную тепловую нагрузку печи определяем по формуле [11]:
,
где
Gс - расход сырья, кг/ч;
е
- массовая доля отгона сырья на выходе из печи;
-
энтальпия жидкой и паровой фаз сырья при температурах на входе (t1) и выходе
(t2) из печи, кДж/ч.
Значения
энтальпий берем из пункта 8.
Н292ж=692,2
кДж/кг.г.с.=H315п·eг.с.+H315ж·(1-eг.с.)=995,8·0,59+755,7·(1-0,59)=897,359
кДж/кг.с=30418,9 кг/ч.
Находим
полезную тепловую нагрузку печи
1733,5
кВт.
10. РАСЧЁТ ПРОДУКТОВЫХ ХОЛОДИЛЬНИКОВ
Продуктовым
холодильником дизельного топлива является аппарат воздушного охлаждения (АВО).
Определим исходные данные для расчёта: массовый расход дизельного топлива
Gдт=218255,5964 кг/ч; температура на входе в АВО tн=150°С, на выходе - tк=40°С;
плотность дизельного топлива ;
начальная температура воздуха t1=25°С, конечная t2=60°С; коэффициент
теплопередачи для поверхности К=40 Вт/(м2×К).
Среднелогарифмическая разность температур охлаждаемого продукта и
воздуха:
н=90°С tк=40°С=60°С t1=25°C
Dtб=30°С Dtм=15°С
°С.
Поверхность теплообмена холодильника находим по формуле:
м2.
Примем
трехсекционный аппарат типа АВГ [14] с площадью поверхности одной секции
теплообмена 1263 м2, длинной труб 8 м и диаметром 0,042 м, число труб - 172.
Необходимое
количество аппаратов воздушного охлаждения:=7509/1263=6
Расход
воздуха для одного аппарата (Gв) определяем из теплового баланса аппарата [11]:
Gб∙(H90-H40)=Gв∙(Ср∙t2-Cp∙t1).
Следовательно:
=Gв∙(Ср∙t2-Cp∙t1).
Значения
теплоемкости воздуха при температурах t1 и t2 находим по таблице [11].
Тогда:
=666438,8
кг/ч.
Плотность
воздуха равна [11]:
кг/м3
где
1,293 - плотность воздуха при нормальных условиях, кг/м3.
Объёмный
расход воздуха в 1 секунду:
м3/сек.
Зная объём расходуемого воздуха, по каталогу подбираем вентилятор. В
результате принимаем вентилятор с углом лопастей 30° и мощностью привода 25 кВт
[14].
11. РАСЧЁТ МАТЕРИАЛЬНОГО БАЛАНСА УСТАНОВОК И БЛОКА В ЦЕЛОМ
Поскольку установить величину потерь для каждой установки сложно, то
примем эту величину для всего блока равной 0,8% масс. на нефть. Потери на
остальных установках не будут учитываться. Тогда расход нефти будет:
6000000-6000000∙0,008=5952000 т/г.
.1 Расчёт материального баланса установки АВТ
Для расчёта материального баланса всех установок и топливно-химического
блока в целом принимаем количество рабочих суток в году с учётом ремонта равным
340 дням.
Расчёт материального баланса установки АВТ-6 производим на основании
потенциального содержания фракций в нефти и согласно таблиц 1.3-1.6.
Результаты расчёта материального баланса установки АВТ-6 представлен в
таблице 11.1.
Таблица 11.1 - Материальный баланс установки АВТ-6
Продукты
|
% на нефть
|
т/год
|
т/час
|
Пришло:
|
|
|
|
нефть
|
100,000
|
5952000,00
|
729,412
|
|
|
|
|
Получено:
|
|
|
|
С1-С2
|
0,206
|
12261,12
|
1,502
|
С3-С4
|
2,494
|
148442,88
|
18,192
|
н.к.-70°С
|
4,131
|
245877,12
|
30,132
|
70-180°С
|
15,848
|
943272,96
|
115,597
|
180-360°С
|
29,565
|
1759708,8
|
215,651
|
360-570°С
|
33,086
|
1969278,72
|
241,333
|
>570°С
|
14,670
|
873158,40
|
107,005
|
Итого:
|
100,000
|
5952000,00
|
729,412
|
11.2 Расчёт материального баланса установки изомеризации
Сырьём данной установки является фракция н.к.-70°С с установки АВТ. Её
расход принимается на основании таблицы 11.1. Расход 100 процентного водорода
на реакцию составляет 0,3% масс. на сырьё. Результаты расчёта материального
баланса установки изомеризации представлен в таблице 11.2.
Таблица 11.2 - Материальный баланс установки изомеризации
Продукты
|
% на сырьё
|
т/год
|
т/час
|
Пришло:
|
|
|
|
н.к.-70°С
|
100,000
|
245877,120
|
30,132
|
ВСГ
|
1,650
|
4056,972
|
0,497
|
водород
|
0,300
|
737,631
|
0,090
|
Итого:
|
101,650
|
249934,092
|
30,629
|
|
|
|
|
Получено:
|
|
|
|
Продукты
|
% на сырьё
|
т/год
|
т/час
|
изомеризат
|
99,500
|
244647,734
|
29,981
|
газы (С1-С4)
|
2,150
|
5286,358
|
0,648
|
Итого:
|
101,650
|
249934,092
|
30,629
|
.3 Расчёт материального баланса битумной установки
Сырьём битумной установки является гудрон (>570°С) с установки АВТ. На
битумную установку отправляем 7,335% масс. на нефть гудрона. На установке
получаем битум марки БНД-60/90 [6] Результаты расчёта материального баланса
битумной установки представлены в таблице 11.3.
Таблица 11.3 - Материальный баланс битумной установки
Продукты
|
% на сырьё
|
т/год
|
т/час
|
Пришло:
|
|
|
|
гудрон
|
100,000
|
436579,200
|
53,502
|
|
|
|
|
Получено:
|
|
|
|
битум
|
97,000
|
423481,824
|
51,897
|
газы
|
2,400
|
10477,901
|
1,284
|
чёрный соляр
|
0,600
|
2619,475
|
0,321
|
Итого:
|
100,000
|
436579,200
|
53,502
|
.4 Расчёт материального баланса установки каталитического риформинга
Согласно пункту 2 (обоснование поточной схемы глубокой переработки нефти)
сырьём установки являются фракции: 70-180°С с установки АВТ и 70-180°С с
установки ART. Расход принимается на основании таблиц 11.1 и 11.7. Расчёт
материального баланса установки каталитического риформинга представлен в таблице
11.4.
Таблица 11.4 - Материальный баланс установки каталитического риформинга
Продукты
|
% на сырьё
|
т/год
|
т/час
|
Пришло:
|
|
|
|
70-180°С (с АВТ)
|
97,186
|
943272,960
|
115,597
|
70-180°С (с АRT)
|
2,814
|
27312,395
|
3,347
|
Итого:
|
100,000
|
970585,355
|
118,944
|
|
|
|
|
Получено:
|
|
|
|
С1-С4
|
8,000
|
77646,829
|
9,516
|
н.к.-70°С
|
23,459
|
227689,618
|
27,903
|
70-140°С
|
39,099
|
379489,168
|
46,506
|
140-180°С
|
22,342
|
216848,180
|
26,574
|
ВСГ
|
7,100
|
68911,560
|
8,445
|
Итого:
|
100,000
|
970585,355
|
118,944
|
11.5 Расчёт материального баланса установки каталитического крекинга
Сырьём установки каталитического крекинга согласно поточной схеме
является фракция 360-570°С с АВТ и остаток, идущий с установки гидрокрекинга
ВГ. Согласно пункту 2 на установку кат. крекинга отправляем 16,543% масс. на
нефть фракции 360-570°С. Расчёт материального баланса установки каталитического
крекинга представлен в таблице 11.5.
Таблица 11.5 - Материальный баланс установки каталитического крекинга
Продукты
|
% на сырьё
|
т/год
|
т/час
|
Пришло:
|
|
|
|
360-570°С (с установки
гидроконверсии ВГ)
|
66,55
|
568136,911
|
69,625
|
>360°С (с установки
гидрокрекинга ВГ)
|
33,45
|
285545,414
|
34,993
|
Итого:
|
100,00
|
853682,325
|
104,618
|
Получено:
|
|
|
|
|
|
|
|
газы (С1-С4)
|
16,00
|
136589,172
|
16,739
|
тяжёлый бензин
|
14,51
|
123869,305
|
15,180
|
лёгкий бензин
|
37,99
|
324313,915
|
39,744
|
легкий газойль
|
16,80
|
143418,631
|
17,576
|
тяжёлый газойль
|
9,60
|
81953,503
|
10,043
|
кокс
|
5,10
|
43537,799
|
5,336
|
Итого:
|
100,00
|
853682,325
|
104,618
|
.6 Расчёт материального баланса установки гидрокрекинга
Сырьём установки гидрокрекинга согласно поточной схеме является фракция
360-570°С с АВТ. На установку гидрокрекинга отправляем 16,543% масс. на нефть
фракции 360-570°С. Результаты расчёта приведены ниже.
Таблица 11.6 - Материальный баланс установки гидрокрекинга
Продукты
|
% на сырьё
|
т/год
|
т/час
|
Пришло:
|
|
|
|
360-570°C
|
100,000
|
984639,360
|
120,666
|
водород
|
2,500
|
24615,984
|
3,017
|
Итого:
|
102,500
|
1009255,344
|
123,683
|
|
|
|
|
Получено:
|
|
|
|
сероводород
|
2,200
|
21662,066
|
2,655
|
С1-С2
|
3,500
|
34462,378
|
4,223
|
С3-С4
|
6,800
|
66955,477
|
8,205
|
бензин
|
14,500
|
142772,707
|
17,497
|
ДТ
|
46,500
|
457857,302
|
56,110
|
тяжёлый газойль
|
29,000
|
285545,414
|
34,993
|
Итого:
|
102,500
|
1009255,344
|
123,683
|
.7 Материальный баланс установки ART
Сырьем установки ART, согласно поточной схеме, является гудрон
(>570°С) с установки АВТ. На установку ART отправляем 7,335% масс. на нефть
гудрона.
Выходы продуктов в процессе ART рассчитываем по формулам [4]:
выход сероводорода, % масс.: H2S=0,12∙SC;
выход сухого газа (С1-С2), % масс.: GC=0,44∙[6,4+(0,982-PC)∙11,8];
выход сжиженного газа (С3-С4), % масс.: GPL=0,56∙[6,4+(0,982-PC)∙11,8];
выход бензина (н.к.-180°С), % масс.: GB=100-GC-GPL-LGO-HGO-K;
выход легкого газойля (180-360°С), % масс.: LGO=0,23∙[70+(0,982-PC)∙11,4];
выход тяжелого газойля (>360°С), % масс.: HGO=0,786∙[70-(0,982-PC)∙11,4];
выход кокса (сжигаемый), % масс.: K=0,8∙KK,
где SC - содержание серы в сырье, % масс.;- относительная плотность сырья
при 20°С;- коксуемость сырья, % масс.
Содержание серы в полученных продуктах процесса ART составляет:
в бензине, % масс.: SB≈0,1∙SC;
в легком газойле, % масс.: SLG≈0,3∙SC;
в тяжелом газойле, % масс.: SHG≈SC.
На основании таблицы 1.7 рассчитаем:S=0,12∙3,92=0,470% масс;=0,44∙[6,4+(0,982-1,0734)∙11,8]=2,341%
масс;=0,56∙[6,4+(0,982-1,0734)∙11,8]=2,980%
масс;=100-2,341-2,980-15,860-54,201-15,504-0,47=8,644% масс;=0,23∙[70+(0,982-1,0734)∙11,4]=15,860%
масс;=0,786∙[70+(0,982-1,0734)∙11,4]=54,201% масс;=0,8∙19,38=15,504%
масс;≈0,1∙3,92=0,392% масс;≈0,3∙3,92=1,176% масс;≈S3,92%
масс.
На основании полученных результатов составляем таблицу материального
баланса установки ART.
Таблица 11.7 - Материальный баланс установки ART
Продукты
|
% на сырьё
|
т/г
|
т/ч
|
Пришло:
|
|
|
|
гудрон
|
100,000
|
436579,200
|
53,502
|
|
|
|
|
Получено:
|
|
|
|
сероводород
|
0,470
|
2051,922
|
0,251
|
С1 - С2
|
2,341
|
10220,320
|
1,253
|
С3 - С4
|
2,980
|
13010,060
|
1,594
|
н.к.-70°С
|
2,388
|
10425,511
|
1,278
|
70-180°С
|
6,256
|
27312,395
|
3,347
|
легкий газойль
|
15,860
|
69241,461
|
8,485
|
Продукты
|
% на сырьё
|
т/г
|
т/ч
|
тяжелый газойль
|
54,201
|
236630,292
|
28,999
|
кокс
|
15,504
|
67687,239
|
8,295
|
Итого:
|
100,000
|
436579,200
|
53,502
На установку АГФУ, согласно поточной схеме НПЗ, поступают газы С1-С4 с
установки каталитического крекинга и с установки ART. Назначением этой
установки является разделение газов на отдельные компоненты путём адсорбции.
Конкретные значения количества отдельных компонентов в этих газах принимаем из
таблиц 11.5 и 11.7.
Результаты расчёта материального баланса установки АГФУ представлены в
таблице 11.8.
Таблица 11.8 - Материальный баланс установки АГФУ
Продукты
|
% на сырьё
|
т/год
|
т/час
|
Пришло:
|
|
|
|
газ с кат. крекинга
|
85,465
|
136589,172
|
16,739
|
газ с ART
|
14,535
|
23230,380
|
2,847
|
Итого:
|
100,000
|
159819,552
|
19,586
|
|
|
|
|
Получено:
|
|
|
|
Н2S
|
0,850
|
1358,466
|
0,167
|
С1-С2
|
18,530
|
29614,563
|
3,629
|
∑ С3
|
28,020
|
44781,439
|
5,488
|
∑ С4
|
52,600
|
84065,084
|
10,302
|
в том числе:
|
|
|
|
i-C4H8
|
6,500
|
10388,271
|
1,273
|
n-C4H8
|
12,540
|
20041,372
|
2,456
|
i-C4H10
|
13,500
|
21575,639
|
2,644
|
n-C4H10
|
20,060
|
32059,802
|
3,929
|
Итого:
|
100,000
|
159819,552
|
19,586
|
11.9 Расчёт материального баланса установки алкилирования
Расчёт материального баланса установки алкилирования производим по
методике [10]. Процесс алкилирования происходит на основе взаимодействия между
изобутаном и бутиленом. В результате получается алкилат, который является
высокооктановой добавкой к бензинам. Сырьём этой установки, согласно поточной
схеме НПЗ, являются газы ΣС4 с установок АГФУ и пиролиза. Выходы составляющих
этих газов ΣС4 принимаем на основании таблицы 11.8 и 11.13. n-С4Н10
выводим с установки на пиролиз. Расчёт материального баланса производим по
химическому уравнению:
С4Н10+С4Н8→∑С8Н18
Результаты расчёта материального баланса установки алкилирования
приведены в таблице 11.9.
Таблица 11.9 - Материальный баланс установки алкилирования
Продукты
|
% на сырьё
|
т/год
|
т/час
|
Пришло:
|
|
|
|
∑С4
|
100,00
|
87182,386
|
10,684
|
в том числе:
|
|
|
|
n-C4H8
|
28,64
|
24966,934
|
3,060
|
i-C4H10
|
29,61
|
25812,682
|
3,163
|
n-C4H10
|
41,75
|
36402,770
|
4,461
|
Итого:
|
100,00
|
87182,386
|
10,684
|
|
|
|
|
Получено:
|
|
|
|
алкилат
|
58,25
|
50779,615
|
6,223
|
н-С4Н10
|
41,75
|
36402,771
|
4,461
|
Итого:
|
100,00
|
87182,386
|
10,684
|
11.10 Расчёт материального баланса установки получения ДИПЭ
Расчёт материального баланса установки получения ДИПЭ производим по
уравнению реакции. Процесс получения происходит на основе взаимодействия между
пропиленом и водой. В результате получается ДИПЭ - высокооктановая присадка к
бензинам. Сырьём этой установки, согласно поточной схеме НПЗ, являются газы ΣС3 с установки АГФУ.
Непрореагировавший С3Н8 выводим с установки получения ДИПЭ на пиролиз. Расчёт
материального баланса производим по уравнению реакции:
С3Н6+Н2О→СН3−СН−О−СН−СН3
СН3 СН3
Результаты расчёта материального баланса установки получения ДИПЭ
приведены в таблице 11.10.
Таблица 11.10 - Материальный баланс установки получения ДИПЭ
Продукты
|
% на сырьё
|
т/год
|
т/час
|
Пришло:
|
|
|
|
пропан-пропилен(АГФУ)
|
90,323
|
44781,439
|
5,488
|
в том числе пропилен
|
45,161
|
22390,720
|
2,744
|
вода
|
9,677
|
4798,011
|
0,588
|
Итого:
|
100,00
|
49579,45
|
6,076
|
|
|
|
|
Получено:
|
|
|
|
ДИПЭ
|
54,839
|
27188,730
|
3,332
|
n-C3Н8
|
45,161
|
22390,720
|
2,744
|
Итого:
|
100,000
|
49579,450
|
6,076
|
11.11 Расчёт материального баланса установки гидроочистки ДТ
Расчёт проводим при помощи программы «Гидроочистка», составленной по
заданию на курсовую работу по предмету «Применение ЭВМ в химической
технологии», которая разработана на основе методики изложенной в [6].
Результаты представлены ниже.
Таблица 11.11 - Материальный баланс установки гидроочистки ДТ
Продукты
|
% на сырьё
|
т/год
|
т/час
|
Пришло:
|
|
|
|
180-360°С (АВТ)
|
96,214
|
1759708,8
|
215,651
|
180-360°С (АRТ)
|
3,786
|
69241,461
|
8,485
|
ВСГ
|
2,251
|
41161,116
|
5,044
|
Итого:
|
102,251
|
1870111,377
|
229,180
|
|
|
|
|
Получено:
|
|
|
|
С1-С4
|
2,217
|
40545,329
|
4,969
|
сероводород
|
1,381
|
25262,375
|
3,095
|
бензин
|
1,300
|
23776,353
|
2,914
|
ДТ
|
97,352
|
1780527,320
|
218,202
|
Итого:
|
102,251
|
1870111,377
|
229,180
|
.12 Расчёт материального баланса установки получения серной кислоты
На установку получения серной кислоты, согласно поточной схеме НПЗ,
направляется сероводород с установки гидроочистки дизельного топлива, установки
гидрокрекинга ВГ, установки ART,
установки АГФУ и установки гидроконверсии ВГ. По уравнению реакции также
рассчитывается необходимое количество кислорода:
Н2S+2О2→Н2SO4
Результаты расчета материального баланса установки получения серной
кислоты приведены в таблице 11.12.
Таблица 11.12 Материальный баланс установки получения серной кислоты
Продукты
|
% на сырьё
|
т/год
|
т/час
|
Пришло:
|
|
|
|
H2S с ГО ДТ
|
13,067
|
25262,375
|
3,096
|
H2S с АГФУ
|
0,703
|
1358,466
|
0,167
|
H2S с установки
гидроконверсии
|
8,658
|
16738,869
|
2,051
|
H2S с ГК ВГ
|
11,205
|
21662,066
|
2,655
|
H2S с ART
|
1,061
|
2051,922
|
0,251
|
кислород
|
65,306
|
126256,373
|
15,472
|
Итого:
|
100,000
|
193330,071
|
23,692
|
|
|
|
|
Получено:
|
|
|
|
серная кислота
|
100,000
|
193330,071
|
23,692
|
.13 Расчёт материального баланса установки пиролиза
Сырьём установки пиролиза в соответствии с поточной схемой, являются газы
С3-С4 с установок АВТ, гидрокрекинга и ГФУ, н-С4Н10 с алкилирования, н-C3H8 с
установки получения ДИПЭ, рафинат с установки экстракции суммарной ароматики,
фракция н.к.-180°С с установки ГО ДТ и фракция н.к.-180°С с установки
гидроконверсии ВГ.
Выходы продуктов пиролиза принимаем согласно источнику [8]. Результаты
расчёта представлены в таблице 11.13.
Таблица 11.13 - Материальный баланс установки пиролиза
Продукты
|
% на сырьё
|
т/год
|
т/час
|
Пришло:
|
|
|
|
С3-С4 (АВТ)
|
28,03
|
148442,880
|
18,192
|
С3-С4 (ГФУ)
|
20,22
|
107112,388
|
13,127
|
С3-С4 (ГК)
|
12,64
|
66955,477
|
8,205
|
н-С4Н10 (алкилирование)
|
6,87
|
36402,771
|
4,461
|
н-C3H8 (ДИПЭ)
|
4,23
|
22390,720
|
2,744
|
н.к.-180°С (ГО ДТ)
|
4,49
|
23776,353
|
2,914
|
н.к.-180°С (гидроконверсия
ВГ)
|
3,35
|
17723,508
|
2,172
|
рафинат (с установки
экстракции)
|
20,17
|
106826,201
|
13,091
|
Итого:
|
100,00
|
529630,268
|
64,906
|
|
|
|
|
Получено:
|
|
|
|
Н2
|
1,00
|
5296,303
|
0,649
|
СН4
|
8,00
|
42370,424
|
5,193
|
этилен
|
30,00
|
158889,089
|
19,472
|
пропилен
|
15,00
|
79444,545
|
9,736
|
∑С4
|
4,00
|
21185,212
|
2,596
|
в том числе
|
|
|
|
C4H6
|
0,65
|
3442,597
|
0,422
|
i-C4H8
|
0,80
|
4237,042
|
0,519
|
n-C4H8
|
0,93
|
4925,562
|
0,604
|
i-C4H10
|
0,80
|
4237,042
|
0,519
|
n-C4H10
|
0,82
|
4342,969
|
0,532
|
н.к.-180°С
|
15,00
|
79444,545
|
9,736
|
ТСП
|
26,97
|
142841,291
|
17,505
|
кокс
|
0,03
|
158,889
|
0,019
|
Итого:
|
100,00
|
529630,298
|
64,906
|
.14 Расчёт материального баланса ГФУ
Для разделения газов С1-С4 на компоненты используем газофракционирующую
установку. На ГФУ поступают газы С1-С4 с установок изомеризации, гидроочистки
ДТ, гидроконверсии ВГ, каталитического риформинга. Газ С1-С2 используем для
получения водорода. Газы С3-С4 используем в качестве сырья установки пиролиза.
Таблица 11.14 - Материальный баланс ГФУ
Продукты
|
% на сырьё
|
т/год
|
т/час
|
Пришло:
|
|
|
|
С1-С4 (изомеризация)
|
3,455
|
5286,358
|
0,648
|
С1-С4 (ГО ДТ)
|
26,497
|
40545,329
|
4,969
|
С1-С4 (гидроконверсия ВГ)
|
29539,181
|
3,620
|
С1-С4 (КР)
|
50,744
|
77646,829
|
9,516
|
Итого:
|
100,000
|
153017,697
|
18,753
|
|
|
|
|
Получено:
|
|
|
|
С1-С2
|
30,000
|
45905,309
|
5,626
|
С3-С4
|
70,000
|
107112,388
|
13,127
|
Итого:
|
100,000
|
153017,697
|
18,753
|
.15 Расчёт материального баланса установки получения и концентрирования
водорода
Сырьём установки является часть сухого газа с установок гидрокрекинга ВГ
(остальная часть идёт в топливную сеть завода) и сухой газ с ГФУ. Также на
установку для концентрирования водорода направляется неиспользованный на
установках изомеризации и ГО ДТ ВСГ для дальнейшего использования на установке
гидрирования лёгкого бензина каталитического крекинга и фракции н.к.-70°С с
установи ART. Материальный баланс составлен
согласно протекающей химической реакции:
СН4+2Н2О→СО2+4Н2 - 165,4кДж
Расчёт материального баланса установки производства водорода приведён в
таблице 11.15.
Таблица 11.15 - Материальный баланс установки производства водорода
Продукты
|
% на сырьё
|
т/год
|
т/час
|
Пришло:
|
|
|
|
сухой газ (гидрокрекинг ВГ)
|
9,293
|
23019,447
|
2,821
|
сухой газ (ГФУ)
|
18,533
|
45905,309
|
5,625
|
ВСГ
|
9,565
|
23693,472
|
2,904
|
в том числе 100% Н2
|
1,913
|
4738,694
|
0,581
|
вода
|
62,609
|
155080,701
|
19,005
|
Итого:
|
100,000
|
247698,929
|
30,355
|
|
|
|
|
Получено:
|
|
|
|
водород
|
15,826
|
39201,072
|
4,804
|
СО+СО2
|
76,522
|
189543,079
|
23,228
|
у/в газ
|
7,652
|
18954,778
|
2,323
|
Итого:
|
100,000
|
247698,929
|
30,355
|
.16 Расчёт материального баланса установки получения МТБЭ
Расчёт материального баланса установки получения МТБЭ производим по
методике [11]. Процесс происходит на основе взаимодействия между изобутиленом и
метанолом. В результате получается МТБЭ. Сырьём этой установки, согласно
поточной схеме НПЗ, являются газы ∑С4 с установки АГФУ и газы ∑С4 с
установки пиролиза. МТБЭ используется в качестве кислородсодержащей добавки, повышающей
октановое число. Выходы конкретных газов принимаем на основании таблиц 11.8 и
11.13. Расчёт материального баланса производим по уравнению реакции:
С4Н8+СН3ОН→СН3ОС(СН3)3
Результаты расчёта материального баланса установки получения МТБЭ
приведены в таблице 11.16.
Таблица 11.16 - Материальный баланс установки получения МТБЭ
Продукты
|
% на сырьё
|
т/г
|
т/ч
|
Пришло:
|
|
|
|
∑С4 с АГФУ
|
76,31
|
84065,084
|
10,302
|
в том числе
|
|
|
|
i-C4H8
|
9,43
|
10388,271
|
1,273
|
n-C4H8
|
18,19
|
20041,372
|
2,456
|
i-C4H10
|
19,58
|
21575,639
|
2,644
|
n-C4H10
|
29,10
|
32059,802
|
3,929
|
∑С4 с пиролиза
|
16,11
|
17742,615
|
2,174
|
в том числе
|
|
|
|
i-C4H8
|
3,85
|
4237,042
|
0,519
|
n-C4H8
|
4,47
|
4925,562
|
0,604
|
i-C4H10
|
3,85
|
4237,042
|
0,519
|
n-C4H10
|
3,94
|
4342,969
|
0,532
|
метанол
|
7,59
|
8357,322
|
1,024
|
Итого:
|
100,00
|
110165,021
|
13,501
|
|
|
|
|
Получено:
|
|
|
|
МТБЭ
|
20,86
|
22982,635
|
2,817
|
∑С4
|
79,14
|
87182,386
|
10,684
|
в том числе
|
|
|
|
n-C4H8
|
22,66
|
24966,934
|
3,060
|
i-C4H10
|
23,43
|
25812,682
|
3,163
|
n-C4H10
|
33,04
|
36402,770
|
4,461
|
Итого:
|
100,00
|
110165,021
|
13,501
|
.17 Расчёт материального баланса установки экстракции ароматических
углеводородов
На установку направляется фракция 70-140°С с установки каталитического
риформинга. Результаты расчёта материального баланса приведены в таблице 11.17.
Таблица 11.17 - Материальный баланс установки экстракции ароматических
углеводородов
Продукты
|
% на сырьё
|
т/г
|
т/ч
|
Пришло:
|
|
|
|
70-140°С
|
100,00
|
379489,168
|
46,506
|
|
|
|
|
Получено:
|
|
|
|
∑Ароматика
|
71,85
|
272662,967
|
33,415
|
рафинат
|
28,15
|
106826,201
|
13,091
|
Итого:
|
100,00
|
379489,168
|
46,506
|
.18 Расчёт материального баланса установки ректификации суммарной
ароматики
На установку подается экстракт с установки экстракции ароматических
углеводородов. Расчёт материального баланса установки производится по данным
[10]. Результаты расчёта материального баланса приведены в таблице 11.18.
Таблица 11.18 - Материальный баланс установки ректификации суммарной
ароматики.
Продукты
|
% на сырьё
|
т/г
|
т/ч
|
Пришло:
|
|
|
|
∑Ароматика
|
100,000
|
272662,967
|
33,415
|
|
|
|
|
Получено:
|
|
|
|
бензол
|
8,796
|
23983,435
|
2,939
|
толуол
|
39,661
|
108140,859
|
13,253
|
∑Ароматика С8
|
39,660
|
108138,133
|
13,252
|
∑Ароматика С9
|
11,883
|
32400,540
|
3,971
|
Итого:
|
100,000
|
272662,967
|
33,415
|
11.19 Расчёт материального баланса установки «Таторей»
На установку подается толуол и ароматика С9 с ректификации ароматических
углеводородов. Расход сырья принимаем по табл. 11.18. Результаты расчёта
материального баланса приведены в таблице 11.19.
Таблица 11.19 - Материальный баланс установки «Таторей»
Продукты
|
% на сырьё
|
т/г
|
т/ч
|
Пришло:
|
|
|
|
толуол
|
76,946
|
108140,859
|
13,253
|
∑Ароматика С9
|
23,054
|
32400,540
|
3,970
|
Итого:
|
100,000
|
140541,399
|
17,223
|
|
|
|
|
Получено:
|
|
|
|
бензол
|
18,200
|
25578,535
|
3,135
|
∑Ароматика С8
|
78,500
|
110324,998
|
13,520
|
Продукты
|
% на сырьё
|
т/г
|
т/ч
|
С1-С4
|
3,300
|
4637,866
|
0,568
|
Итого:
|
100,000
|
140541,399
|
17,223
|
.20 Расчёт материального баланса блока получения товарного пара-ксилола
Блок получения товарного пара-ксилола, состоит из установки изомеризации
ароматических углеводородов С8 (этилбензола и ксилолов) и установки непрерывной
адсорбции пара-ксилола на цеолитах «Парекс». На установку подается ароматика С8
с установок ректификации ароматических углеводородов и «Таторей». Расход сырья
принимаем по таблицам 11.18 и 11.19. Результаты расчёта материального баланса
приведены в таблице 11.20.
Таблица 11.20- Материальный баланс блока получения товарного пара-ксилола
Продукты
|
% на сырьё
|
т/г
|
т/ч
|
Пришло:
|
|
|
|
∑АС8 с ректификации
|
49,499
|
108138,133
|
13,252
|
∑АС8 с «Таторей»
|
50,501
|
110324,998
|
13,520
|
Итого:
|
100,000
|
218463,131
|
26,772
|
|
|
|
|
Получено:
|
|
|
|
пара-ксилол
|
94,900
|
207321,511
|
25,407
|
С1-С4
|
5,100
|
11141,620
|
1,365
|
Итого:
|
100,000
|
218463,131
|
26,772
|
.21 Расчёт материального баланса установки гидроконверсии ВГ
Сырьём установки гидроконверсии согласно п.2 является часть фракции
360-570°С. На установке получаем: сероводород, который далее отправляем на
установку получения серной кислоты; газы, идущие в топливную сеть завода;
бензин н.к.-180°С, фракцию 180-360°С и остаток, который является сырьём
установки каталитического крекинга.
Таблица 11.21 - Материальный баланс установки гидроконверсии
Продукты
|
% на сырьё
|
т/г
|
т/ч
|
Пришло:
|
|
|
|
360-570°С
|
100,0
|
984639,360
|
120,666
|
водород
|
1,0
|
9846,394
|
1,207
|
Итого:
|
101,0
|
994485,754
|
121,873
|
|
|
|
|
Получено:
|
|
|
|
Н2S
|
1,7
|
16738,869
|
2,051
|
С1-С4
|
3,0
|
29539,181
|
3,620
|
н.к.-180°С
|
1,8
|
17723,508
|
2,172
|
180-360°С
|
36,8
|
362347,285
|
44,405
|
360-570°С
|
57,7
|
568136,911
|
69,625
|
Итого:
|
101,0
|
994485,754
|
121,873
|
11.22 Расчёт материального баланса топливно-химического блока в целом
Расчёт материального баланса топливно-химического блока в целом производим
на основании таблиц 11.1 - 11.21.
Таблица 11.22 - Материальный баланс топливно-химического блока в целом
Продукты
|
% масс.
|
т/год
|
т/час
|
Пришло:
|
|
|
|
нефть
|
95,285
|
5952000,000
|
729,412
|
кислород (серная кислота)
|
126256,373
|
15,472
|
вода (ДИПЭ)
|
0,077
|
4798,011
|
0,588
|
вода (водород)
|
2,483
|
155080,701
|
19,005
|
метанол (МТБЭ)
|
0,134
|
8357,322
|
1,024
|
Итого:
|
100,000
|
6246492,407
|
765,501
|
|
|
|
|
Получено:
|
|
|
|
изомеризат
|
3,916
|
244647,734
|
29,981
|
н.к.-70°С (КР)
|
3,645
|
227689,618
|
27,903
|
140-180°С (КР)
|
3,471
|
216848,180
|
26,574
|
н.к.-70°С (ART)
|
0,167
|
10425,511
|
1,278
|
лёгкий бензин (КК)
|
1,983
|
123869,305
|
15,180
|
тяжёлый бензин (КК)
|
5,192
|
324313,915
|
39,744
|
н.к.-180°С (ГК ВГ)
|
2,286
|
142772,707
|
17,497
|
н.к.-180°С (пиролиз)
|
1,272
|
79444,545
|
9,736
|
алкилат
|
0,813
|
50779,615
|
6,223
|
ДИПЭ
|
0,435
|
27188,730
|
3,332
|
МТБЭ
|
0,368
|
22982,635
|
2,817
|
Н2SO4
|
3,095
|
193330,071
|
23,692
|
ДТ (ГО ДТ)
|
28,504
|
1780527,320
|
218,202
|
ДТ (КК)
|
2,296
|
143418,631
|
17,576
|
ДТ (гидроконверсия ВГ)
|
5,801
|
362347,285
|
44,405
|
ДТ (ГК)
|
7,330
|
457857,302
|
56,110
|
газы окисления (битумная
установка)
|
0,168
|
10477,901
|
1,284
|
битум
|
6,780
|
423481,824
|
51,897
|
чёрный соляр
|
0,042
|
2619,475
|
0,321
|
бензол
|
0,793
|
49561,970
|
6,074
|
n-ксилол
|
3,319
|
207321,511
|
25,407
|
этилен (пиролиз)
|
2,544
|
158889,089
|
19,472
|
пропилен (пиролиз)
|
1,272
|
79444,545
|
9,736
|
С4Н6 (пиролиз)
|
0,055
|
3442,597
|
0,422
|
водород на гидрирование в
том числе: водород (пиролиз) водород (производство и концентрирование
водорода)
|
0,161 0,085 0,076
|
10034,997 5296,303
4738,694
|
1,230 0,649 0,581
|
ТСП
|
2,287
|
142841,291
|
17,505
|
СО+СО2 (получение Н2)
|
3,034
|
189543,079
|
23,228
|
котельное топливо в том
числе: котельное топливо (КК) котельное топливо (ART)
|
5,100 1,312 3,788
|
318583,795 81953,503
236630,292
|
39,042 10,043 28,999
|
топливный газ в том числе:
метан (пиролиз) сухой газ (АВТ) у/в газ (Таторей) сухой газ (ГК) С1-С2 (АГФУ)
газ (изомеризация ∑АС8) у/в газ с установки концентрирования водорода
|
2,088 0,678 0,196 0,074
0,183 0,474 0,179 0,304
|
130423,302 42370,424
12261,120 4637,866 11442,931 29614,563 11141,620 18954,778
|
15,983 5,193 1,502 0,568
1,402 3,629 1,365 2,323
|
потери в том числе: кокс с
ART кокс с КК кокс с пиролиза
|
1,783 1,084 0,697 0,002
|
111385,927 67687,239
43537,799 158,889
|
13,650 8,295 5,336 0,019
|
Итого:
|
100,000
|
6246492,407
|
765,501
|
Из таблицы 11.22 видно:
· суммарный выход светлых составил - 80,904%масс. на нефть;
· суммарный выход сырья для нефтехимии составил - 13,914% масс. на нефть.
Эти показатели превышают показатели заданные в задании на курсовое
проектирование (по заданию сырья для нефтехимии 6%масс. на нефть).
12. ОХРАНА
ОКРУЖАЮЩЕЙ СРЕДЫ НА УСТАНОВКЕ
В настоящее время в мире проблемы экологической безопасности становятся
ключевыми, так как человеческая деятельность приняла такое развитие, что
происходящие изменения в окружающей среде стали представлять непосредственную
угрозу самому человеку. Поэтому организацию производства новой продукции и
внедрение любого технического процесса необходимо рассматривать не только с
экономической, но и с экологической точек зрения. При этом на плечи государства
должна лечь обязанность обеспечения необходимой законодательной базы,
экономически стимулирующей применение экологически чистых технологий,
продукции, энергии.
Отрицательное воздействие на окружающую среду часто принято связывать с
авариями на нефтепроводах, нефтеперерабатывающих заводах и нефтебазах, с
чрезвычайными ситуациями и проблемами, возникающими при добыче и разведке
нефти. Оценить влияние каждого нефтепродукта и процесса его производства на
экологическую безопасность - проблемная задача. В то же время вопросу
воздействия на окружающую среду на стадии переработки нефти пока уделяется
недостаточное внимание.
Повышение уровня экологической чистоты технологии переработки
углеводородного сырья связано, прежде всего, с недопустимостью выбросов любых
вредных веществ в окружающую среду как при нормальной эксплуатации
оборудования, так и при аварийных ситуациях. Сегодня наиболее привлекательными
стали безотходные технологии, в которых все отходы производства полностью утилизируются
и перерабатываются во вторичные материальные ресурсы. Безотходное производство
предполагает создание оптимальной технологической схемы с замкнутыми
материальными и энергетическими потоками. Производственный цикл при этом
организуется таким образом, чтобы все технологические потоки (в том числе
воздушные и водные), содержащие загрязнители, были изолированы от окружающей
среды и циркулировали в замкнутом контуре, проходя через специальные системы их
выделения и переработки в товарные виды продукции, не оказывая отрицательного
воздействия на среду обитания. Из-за несовершенства некоторых технологий
переработки углеводородного сырья, их аппаратурного оформления, недостаточного
уровня инженерных решений в нефтеперерабатывающих производствах допускается сравнительно
большое количество безвозвратных потерь нефти и нефтепродуктов, которые на весь
объём используемого сырья (нефть и газ) составляют сотни тысяч тонн в год.
Вследствие создания высокоинтенсивных технологических процессов
переработки нефти и газа, а также установок большой единичной мощности возникли
принципиально новые экологические требования как к технологическому оформлению
этих производств, так и к их размещению, а именно:
· обеспечение высокой степени надежности их функционирования во
избежание аварийных выбросов вредных веществ в окружающую среду;
· организация оптимальной работы каждого аппарата, системы и
всей технологической схемы с учётом совокупных требований энерготехнологии,
экономики и экологии;
· оптимальное распределение нагрузок по аппаратам, реакторам,
подсистемам и т.п., обеспечивающих наиболее полную регенерацию энергетических
потоков и эффективное использование материальных ресурсов с целью полной
утилизации всех возможных выбросов вредных веществ в окружающую среду;
· оптимальное сочетание вновь размещаемой установки со всей
совокупностью ранее действующих на этом заводе нефтеперерабатывающих
производств, в том числе по объёму загрязнителей и взаимному влиянию на
экологическую обстановку среды обитания.
На современном предприятии, использующем энерготехнологические системы
существенно возрастает сложность и жёсткость связей между аппаратами. Это
обуславливает необходимость высокого уровня надёжности и устойчивости работы
каждого из них и всего комплекса в целом для снижения вероятности аварийных
остановок производства и осуществления технологического процесса в
высокоэффективном оптимальном режиме без выбросов вредных веществ в окружающую
среду.
Результатом отрицательного влияния на окружающую среду предприятий и
отдельных технологических установок является загрязнение сфер обитания,
содержащих активную биомассу, приводящее к её угнетению и, в конечном итоге, к
полному уничтожению. Ранее экологические организации отстаивали
антропоцентристскую точку зрения, то есть выделяли из всей биомассы человека
(центральное звено) и критерием оценки результатов всей деятельности считалось
отсутствие негативного ее воздействия на здоровье человека. Соответственно
подбирались определяющие критерии - предельно допустимые концентрации (ПДК) для
различных веществ. Нормы различались по продолжительности действия вредного
вещества (максимальные разовые, рабочего места, атмосферного воздуха,
среднесуточные и т.п.). Объединяло их одно условие - отсутствие негативного
влияния на здоровье человека после контакта с вредным веществом не выше ПДК в
течение определенного промежутка времени. Однако практика показала, что
игнорирование влияния вредных веществ на остальную часть биомассы приводит к
пагубным для неё последствиям. В ряде случаев экологическая система теряет
способность самовосстанавливаться после определенного воздействия вредных
веществ, и наступает экологическая катастрофа - угнетение жизнедеятельности
всего живого в месте загрязнения, нарушение обмена важнейшими химическими
элементами и, как следствие, место загрязнения становится на долгие годы
непригодным для жизни.
В качестве более общего индикатора дополнительно применяют удельные
показатели выбросов вредных веществ в различные сферы (атмосферу, почву, водный
бассейн). В последнее время предлагается относить количество вредных выбросов
на производимый товар. Тогда этот показатель может быть полезен для обоснования
выбора (на существующий период времени) наилучшей доступной технологии с точки
зрения экологической безопасности установки или предприятия для окружающей
среды.
Охрана окружающей среды на любой установке НПЗ включает в себя систему
мер, позволяющих свести выбросы вредных и ядовитых веществ в окружающую среду,
т.е. в атмосферу, водоемы, почву, до минимально достижимых на сегодняшний день
концентраций, но не выше ПДК. Воздействие вредных и ядовитых веществ на
окружающую среду, взаимосвязь с ней человеческой деятельности и методы ее
защиты изучает наука экология. В связи с этим все системы мер по охране
окружающей среды на установке должны отвечать требованиям экологии [1].
Экологическая характеристика установки гидроочистки ДТ оценивается
четырьмя показателями [4]:
· количеством газообразных выбросов;
· количеством неутилизированных отходов;
· количеством потребляемой воды;
· количеством потерь нефтепродуктов.
Для уменьшения газообразных выбросов в печи необходимо установить
аккустические горелки, т.к. они являются наиболее экологически безопасными. Для
уменьшения расхода топлива необходимо предусмотреть в печи подогреватель
воздуха.
При пуске и остановке установки необходимо предусмотреть сброс газа на
факел.
Установка резервуаров с плавающей крышей позволит существенно снизить
потери лёгких нефтепродуктов в окружающую среду.
Для неутилизированных отходов - песок, пропитанный нефтепродуктами, промасленную
ветошь, изношенный прокладочный материал, шланги и др. - необходимо оборудовать
специальную бетонную ёмкость, из которой периодически отходы вывозятся на
специальную свалку.
Алюмокобальтмолибденовый катализатор уже не подлежащий регенерации собирают
в герметичные ёмкости и отправляют на специальные заводы для извлечения цветных
металлов.
Для снижения количества потребляемой воды на установке используется тепло
отходящих потоков, в качестве концевых холодильников применяются аппараты
воздушного охлаждения.
Во избежание попадания дождевых и талых вод на площадку установки и
разлитых нефтепродуктов за пределы установки территорию установки необходимо
оградить бордюром.
Замена сальниковых уплотнений насосов на торцевые позволяет существенно
снизить потери нефтепродуктов через их неплотности. Сброс жидких нефтепродуктов
из аппаратов и трубопроводов при отборе проб опорожнении проводится в
специальную заглубленную емкость.
Разлитый нефтепродукт смывается с площадки водой в промливневую
канализацию, из которой эта вода поступает на очистные сооружения НПЗ. Для
снижения содержания нефтепродуктов в этой воде на выходе канализации с
установки необходимо установить локальную нефтеловушку с гидрозатвором и
насосом для откачки нефтепродукта в специальную ёмкость.
СПИСОК ЛИТЕРАТУРЫ
1 С.М.Ткачёв, С.И.Хорошко, А.Ф.Корж, С.В.Покровская,
А.А.Ермак. Под общей редакцией С.И.Хорошко. Каталитический крекинг миллисеконд
(MSCC). Новополоцк, 2002 г.
2 Нефти северных регионов. Справочник. - Новополоцк: ПГУ,
2004.
ГОСТ Р 51858-2002 Нефть. Общие технические условия.
Корж А.Ф. Методические указания к выполнению курсового
проекта №2 по курсу "Технология переработки нефти и газа" для
студентов специальности Т.15.02. - Новоплоцк, ПГУ, 2000.
Всемирная топливная хартия. /Нефтехимия и нефтепереработка,
2000.
Танатаров М.А. и др. Технологические расчеты установок
переработки нефти. - М.: Химия, 1987.
7 Ахметов С.А. Технология лубокой переработки нефти. - М.:
Химия, 2002.
8 Смидович Е.В. Технология переработки нефти и газа. Ч.2-я. -
М.: Химия, 1980.
Альбом технологических схем процессов переработки нефти и
газа. - Под ред. Б.Н.Бондаренко. - М.: Химия, 1983.
Огородников С.К. Справочник нефтехимика. - Л.: Химия, 1978.
Сарданашвили А.Г., Львова А.П. Примеры и задачи по технологии
переработки нефти и газа. - М.: Химия, 1973.
Павлов К.Ф. и др. Примеры и задачи по курсу процессов и
аппаратов химической технологии. - М.: Химия, 1981.
Хорошко С.И., Хорошко А.Н. Сборник задач по химии и
технологии нефти и газа. - Минск.: Выш. шк., 1989.
Соколов В.Н. Машины и аппараты химических производств. - Л.:
Машиностроение, 1982. - 384с.
Похожие работы на - Расчет нефтехимического блока переработки нефти и установки гидроочистки
|