Схема глубокой переработки нефти и каталитического крекинга

Схема глубокой переработки нефти и каталитического крекинга

ВВЕДЕНИЕ

Нефть и нефтепродукты являются одной из основных движущих сил научно-технического прогресса, гарантией устойчивого развития цивилизации в ближайшие два-три десятилетия.

Бензиновый фонд наших НПЗ по сравнению с западными отличается большим количеством риформатов и прямогонных фракций, что обуславливает большое содержание ароматических углеводородов и серы, более низкое октановое число.

Происшедшие за последние десятилетия изменения требований к качеству и компонентному составу автомобильных бензинов и дизельных топлив обусловлены ростом мирового парка автомобилей - основных потребителей топлив /1/.

Важнейшими из всего многообразия проблем, стоящих перед современной нефтепереработкой нужно считать следующие:

дальнейшее углубление переработки нефти,

          повышение октановых чисел автобензинов,

          снижение энергоемкости производств за счет внедрения новейших достижений в области тепло- и массообмена, разработки более совершенных и интенсивных технологий глубокой безотходной и экологически безвредной переработки нефти и др.

Решение этих проблем предусматривает:

.Совершенствование основных аппаратов установок АВТ, КК, КР, ГО и др.

          контактных устройств ректификационных колонн, от эффективности работы которых зависят материальные, энергетические и трудовые затраты, качество нефтепродуктов и глубина переработки нефти и т.д.;

          конденсационно-вакуумсоздающих систем (КВС) промышленных вакуумных колонн;

В практике фракционирования остатков атмосферной перегонки, наметилась тенденция к использованию вместо традиционных пароэжекторных вакуумных систем (ПЭВС) гидроциркуляционных (ГЦВС). Последние более сложные, но усложнение вакуумсоздающей системы и увеличение в связи с этим капитальных затрат оправдано явным преимуществом её эксплуатации.

В качестве рабочего тела в ГЦВЦ используется дизельное топливо, получаемое на самой установке. Отказ от использования ПЭВС, а, следовательно, от использования в качестве рабочего тела водяного пара приводит к снижению нагрузки на экологическую систему, за счёт сокращения сброса химически загрязненных вод.

Углубление вакуума, обеспечиваемое применением ГЦВЦ, даёт возможность снизить температуру потока питания вакуумной колонны при сохранении и даже увеличении доли отгона, т.е. уменьшить термическое разложение сырья в трубчатых печах /2/.

          трубчатых печей и теплообменно-холодильного оборудования.

. Совершенствование технологических схем. При выборе технологической схемы и режима установки необходимо руководствоваться потенциальным содержанием фракций.

. Совершенствование схем и технологии вакуумной и глубоковакуумной перегонки мазута, то есть

          уменьшение уноса жидкости в концентрационную секцию колонны (установка отбойников из сетки и организация вывода затемненного тяжелого газойля);

          подбор эффективных контактирующих устройств для углубления вакуума.

Преимущества насадочных контактных устройств перед тарельчатыми заключается, прежде всего, в исключительно малом перепаде давления на одну ступень разделения. Среди них более предпочтительными являются регулярные насадки, так как они имеют регулярную структуру (заданную), и их гидравлические и массообменные характеристики более стабильны по сравнению с насыпными /3/.

Одним из подобных насадочных устройств является регулярная насадка «Кох-Глитч». Применение этой насадки в вакуумных колоннах позволило уменьшить наложение фракций, а также снизить расход водяного пара в куб колоны.

В 2005 году в США и Западной Европе будут введены более жесткие ограничения на содержание ароматических углеводородов и серы в товарных бензинах, что создаст дополнительные трудности для производства высококачественных бензинов. Для производства реформулированных бензинов нужно увеличивать мощность процессов изомеризации, алкилирования и получения оксигенатов, уменьшив, таким образом, содержание компонентов каталитического риформинга в общем бензиновом фонде.

Более того, усилия специалистов мира сегодня направлены на создание новых катализаторов каталитического риформинга, способных обеспечить минимальное содержание бензола в бензиновой фракции /4/.

Получение товарного дизельного топлива с новыми показателями качества возможно с помощью процесса гидрокрекинга. Для снижения содержания серы и ароматики в прямогонных и вторичных компонентах дизельных топлив может быть предложен ряд технологий, позволяющих углубить реакции гидрирования вышеперечисленных соединений, а также улучшить низкотемпературные свойства топлив посредством каталитической депарафинизации /5/.

На сегодняшний день нефтеперерабатывающая промышленность имеет значительные возможности снижения энергозатрат. Одна из них - использование вторичной тепловой энергии. Около 50 % затрат на производство нефтепродуктов составляют энергозатраты. Среди оборудования НПЗ наибольшее количество энергии потребляют технологические печи (50% общей потребляемой тепловой энергии). Таким образом, рост эффективности этого оборудования способствует экономии энергии и уменьшению загрязнения окружающей среды.

Кроме того, НПЗ имеет значительные ресурсы для самообеспечения электроэнергией, технологическим паром и горячей водой. Стратегия энергосбережения и обеспечения энергоносителями должна разрабатываться на базе современных энергетических технологий, предусматривающих утилизацию вторичных энергоресурсов и отходов переработки нефти, повышение эффективности технологических печей.

Для этого необходимо рационально организовать работу наиболее мощных печей основных технологических установок: АВТ, КР, ГО и др. /6/.

Снижение энергопотребления это не только техническая или экономическая задача, но и успешное решение экологической проблемы, уменьшение вредных выбросов в окружающую среду, сохранение здоровья людей /7/.

Коррозия оборудования - еще одна не менее важная проблема. Наличие в поступающей на переработку нефти хлоридов (как неорганических, так и органических) и соединений серы приводит вследствие их гидролиза и крекинга при прямой перегонки нефти к коррозии оборудования, главным образом конденсаторов и холодильников /8/. Имеющиеся ингибиторы коррозии не универсальны, поскольку у них есть ряд недостатков (неприятный запах, являются высокотоксичными соединениями и достаточно дорогими продуктами). Однако в настоящее время разработан новый ингибитор коррозии - водный раствор полигексаметиленгуанидингидрата (ПГМГ Ÿ Н2О). Этот ингибитор не имеет вышеперечисленных недостатков /9/.

Только с подъемом нефтеперерабатывающей промышленности нефтяной комплекс обретет необходимую устойчивость и сможет стать одной из ведущих наукоемких отраслей отечественной экономики, конечно, все вышеперечисленные проблемы нельзя решить без рычагов государственного регулирования /4/.

1. ХАРАКТЕРИСТИКА НЕФТИ, ФРАКЦИЙ И ИХ ПРИМЕНЕНИЕ

1.1     Характеристика нефти

Выбор технологической схемы переработки нефти в большой степени зависит от её качества. Данные о Ольховской нефти, взяты в справочной литературе. Показатели качества нефти представлены в таблицах.

Таблица 1.1-Показатели качества Ольховской нефти

Показатели	Единицы измерения	Значение показателя
Плотность нефти при 200С	кг/м3	802,2
Содержание в нефти: Хлористых солей Воды Серы Парафина Фракции до 3600С Фракции 360-5000С	мг/л % мас. % мас. % мас. % мас. % мас.	62,0 0,54 0,6 4,18 68,8 20,9
Плотность гудрона (остатка) при 200С (фр.>5000С)	кг/м3	925,6
Вязкость нефти: при t=200С при t=500С	мм2/с мм2/с	5,83 3,05
Выход суммы базовых масел с ИВ ≥90 и температурой застывания ≤ -150С	% мас	12,4

Таблица 1.2-Потенциальное содержание фракций в Ольховской нефти

Номер компонента	Компоненты, фракции	Массовая доля компонента в смеси хi
1	Н2	0,000000
2	СН4	0,000000
3	С2Н6	0,000252
4	С2Н4	0,000000
5	Н2S	0,000000
6	∑С3	0,009936
7	∑С4	0,025812
8	28-620С	0,060000
9	62-850С	0,044000
Номер компонента	Компоненты, фракции	Массовая доля компонента в смеси хi
10	85-1050С	0,040000
11	105-1400С	0,072000
12	140-1800С	0,085000
13	180-2100С	0,063000
14	210-3100С	0,199000
15	310-3600С	0,089000
16	360-4000С	0,062000
17	400-4500С	0,070000
18	450-5000С	0,077000
19	>5000С	0,103000
Итого:		1,000000

Таким образом, для достижения требуемой выработки светлых фракций (не менее 80 % мас.) в поточной схеме переработки нефти необходимо предусмотреть установки гидрокрекинга и каталитического крекинга. Также нужны соответствующие установки, чтобы выработать сырье для нефтехимии (не менее 6 % мас.).

1.2     Характеристика углеводородных газов

Углеводородные газы, выделенные из Ольховской нефти целесообразно разделять совместно с газами установок гидроочистки топлив и каталитического риформинга с целью получения сухого газа (С1 - С2), пропана, бутана и изобутана, или смеси пропана с бутанами.

Таблица 1.3 - Состав и выход газов на нефть

Компоненты	Выход на нефть, % мас.
Этан	3,6*0,007=0,0252
Пропан	3,6*0,276=0,9936
Бутан	3,6*0,577=2,0772
Изобутан	3,6*0,140=0,5040
Итого:	3,6

Ольховская нефть содержит в основном пропан и н-бутан, а также некоторое количество и-бутана и этана.

Содержание этана в рефлюксе: 0,0252*100/3,6=0,7%

Содержание пропана в рефлюксе:0,9936*100/3,6=27,6%

Смесь тяжелых газов можно получить в жидком состоянии в емкости орошения стабилизационной колонны в виде рефлюкса. Использовать его можно как товарный сжиженный газ, т.к. содержание этана в нем будет ниже нормы (>5%), направить на ГФУ или применять в качестве сырья для процесса пиролиза.

1.3 Характеристика бензиновых фракций

Бензиновые фракции являются сырьем для производства изомеризата, изопентана, бензола, толуола, ксилолов, бензина каталитического риформинга и газообразных олефинов.

Таблица 1.4 - Характеристика бензиновых фракций

Пределы кипения фракции, 0С	Выход на нефть, % мас.	Октановое число без ТЭС	Содержание, % мас.
			изопарафины	парафины	серы	ароматических углеводородов	нафтеновых углеводородов
нк-70	7,6	68	37	42	0,03	-	21
70-120	9,6	60	30	28	0,05	8	34
120-180	12,9	50	34	26	0,1	15	25
70-180	22,5	-	32	27	0,08	12	29

Фракцию 70-1800С необходимо отправить на каталитический риформинг для повышения ОЧ или для получения ароматики.

Фракию нк-700С можно использовать как сырье для процесса изомеризации.

1.4 Характеристика дизельных фракций

Дизельные фракции применяются как компоненты товарных дизельных топлив и как сырье для процесса пиролиза.

Таблица 1.5 - Характеристика дизельных фракций

Пределы кипения, 0С	Выход на нефть, % мас.	Цетановое число	Содержание серы, % мас	Вязкость при 200С, мм2/с (сСт)	Температура, 0С
					помутнения	застывания
180-240	12,0	52	0,34	2,2	-	-44
240- 360	23,1	61	0,48	5,49	-5	-13
180- 360	35,1	56	0,46	4,45	-6	-17

Эти фракции не отвечают требованиям стандарта по содержанию серы. Для доведения данного показателя качества до норм стандарта в схеме нужна установка гидроочистки дизельного топлива.

1.5 Характеристика вакуумных дистиллятов и их применение

Вакуумные дистилляты являются сырьем для производства топлив. Будем характеризовать свойства узких фракций, выкипающих условно в пределах 360-420 0С, 420-450 0С, 450-500 0С. Часть этих фракций можно применять как компоненты газотурбинного топлива, а другую часть как компоненты сырья каталитического крекинга или висбрекинга.

Таблица 1.6- Характеристика вакуумных дистиллятов

Пределы кипения, 0С	Выход на нефть, % мас.	Содержание серы, % мас	Плотность при 200С, кг/м3	Вязкость, мм2/с при
				500С	1000С
360-420	9,2	0,91	889,7	20,90	5,09
420-450	4,0	0,93	902,0	55,00	10,00
450-500	7,7	0,98	913,7	67,80	13,5
360-500	20,9	0,94	897,5	24,73	5,68

Таким образом, фракция 360 - 5000С является сырьем для установок каталитического крекинга и гидрокрекинга.

1.7 Характеристика остатков и их применение

Нефтяные остатки, выкипающие при температуре выше 500 0С, следует рассматривать как компоненты котельных топлив и как сырье для таких процессов, как деасфальтизация с последующим гидрокрекингом, коксование, висбрекинг, процесс ART, гидроочистка, производство битума.

В схеме топливно-химического производства необходимо предусмотреть производство нефтяных битумов, используя современные технологии их получения из любого сырья.

Таблица 1.8 -Характеристика остатков

Показатель	Остатки, tнк 0С
	>360	>500
Выход на нефть, % мас	31,2	10,3
Вязкость условная, 0ВУ при 500С при 800С	3,45 2,28	- 12,2
Плотность при 200С, кг/м3	907,9	925,6
Коксуемость, % мас	3,85	8,18
Содержание серы,%мас	0,89	1,36

Остатки из-за пониженной вязкости (0ВУ<16) могут быть применены в качестве котельного топлива без их переработки на установке висбрекинга.

2       
ВЫБОР И ОБОСНОВАНИЕ ПОТОЧНОЙ СХЕМЫ ГЛУБОКОЙ ПЕРЕРАБОТКИ НЕФТИ

Выбор заключается в том, что необходимо подобрать минимальное количество технологических установок (процессов), обеспечивающих заданные глубину переработки нефти, выход продуктов для нефтехимического синтеза и высокое качество получаемых нефтепродуктов.

В настоящее время глубина переработки нефти определяется по уравнению /12/:

ГП = (GN - GK - GC - GB)*100% / GN

где ГП - глубина переработки нефти, %;

GN - объем переработки нефти, т/год;

GK - объем производства товарного котельного топлива, т/год;

GC - объем собственного потребления котельного топлива (без учета сухого газа), т/год;

GB - объем безвозвратных потерь, т/год.

Таким образом, для определения глубины переработки нефти нужно рассчитать по литературным данным выход компонентов котельного топлива на установках, которые входят в поточную схему переработки Ольховской нефти.

Для получения высокой глубины переработки Ольховской нефти в поточную схему топливно-химического блока НПЗ включаются установки каталитического крекинга и гидрокрекинга.

На современном этапе развития глубина переработки нефти должна быть на уровне 87 - 90 %, т.к. необходимо получать котельное топливо для печей НПЗ (~ 6% на нефть) и производства электроэнергии и тепла на ТЭЦ для нужд НПЗ (6-7 % на нефть).

При включении вышеуказанных установок в поточную схему переработки нефти выход компонентов котельного топлива (газойля) из Ольховской нефти составит /13/:

Vкт=1,12+2,65+(10,3-4)=10,07%мас;

где 1,12 и 2,65 - выход тяжелого газойля в процессах гидрокрекинга и каталитического крекинга соответственно, %мас на нефть;

,3 - выход гудрона на нефть, % мас.;

- количество гудрона для производства битума на нефть, % мас.

Выход тяжелого котельного топлива (10,07 % на нефть) не обеспечивает производство котельного топлива для собственных нужд (12 - 13 % на нефть). Недостаток котельного топлива покрывается за счет применения в качестве топлива трубчатых печей НПЗ сухого газа, получаемого на установках НПЗ (1 - 3 % мас. на нефть), его количество определяется при расчете материального баланса установок и НПЗ в целом.

Таким образом, глубина переработки Ольховской нефти составляет:

- 10,07 = 89,93 %

При производстве котельного топлива в него вовлекается гудрон, при этом вязкость смеси (товарное котельное топливо) не должна превышать 0ВУ80 = 16 в соответствии с требованиями стандарта на котельное топливо.

При данной глубине переработки нефти (89,93 % мас.) обеспечивается повышенный выход топлив - автобензина, реактивного и дизельного топлива и их высокое качество за счет применения процессов гидроочистки, каталитического риформинга, изомеризации, каталитического крекинга, гидрокрекинга, алкилирования.

В качестве продуктов - сырья для нефтехимического синтеза на топливно-химическом блоке НПЗ получают низшие олефины (этилен, пропилен) и серную кислоту. Кроме того, в качестве сырья для производства нефтехимических продуктов, прежде всего для выработки сажи, можно рассматривать смолу процесса пиролиза (ТЖТ, ТСП).

Из гидростабильного бензина процесса пиролиза можно выделить фракцию С6 - С9 для производства индивидуальных ароматических углеводородов, но экономическая целесообразность этого выделения низкая, т.е. требуется двойное гидрирование этой фракции до подачи ее в блок экстракции установки каталитического риформинга. Кроме этого, в качестве сырья для нефтехимического синтеза из бензина процесса пиролиза можно выделять фракцию С9, которая служит сырьем для производства олифы.

Таким образом, в поточной схеме НПЗ следует предусмотреть установку пиролиза мощностью не менее 400 тыс. т/год по этилену. Современные трубчатые печи обеспечивают выход этилена из любого сырья на уровне 30 % на сырье /12/. Таким образом, для производства 400 тыс. т/год этилена необходимо получать на НПЗ 400 000/0,3 = 1335000 т/год сырья для процесса пиролиза. В качестве сырья процесса пиролиза применяются сжиженные газы (рефлюкс) с АВТ, каталитического риформинга и гидрокрекинга, рафинат, получаемый в процессе экстракции ароматических углеводородов из катализата установки катриформинга, и тяжелый газойль с установки гидрокрекинга (давление ≥9500кПа). Выход сжиженного газа с установки АВТ составляет:

* 106 * 3,6 * 10-2 = 432000 т/год,

где 12 * 106 - производительность НПЗ по нефти, т/год;

,6 - выход сжиженного газа (рефлюкса), % мас. на нефть.

На установке каталитического риформинга получаем рефлюкс, который также может служить сырьем для процесса пиролиза. Выход рефлюкса с КР составляет 264897т/год или 2,2%мас на нефть.

В качестве остального сырья для пиролиза применяем фракцию дизельного топлива с установки ГО ДТ в количестве 638103т/год или 5,3% мас на нефть.

Таким образом, для пиролиза на установках АВТ, гидроочистки дизельного топлива и катриформинга получается сырье в количестве :

+264897+432000=1335000т/год.

Этого количества сырья достаточно, чтобы обеспечить производство этилена на уровне 400 тыс. т/год. В итоге на установке пиролиза (ЭП - 400) получается этилен и пропилен в количестве:

* (0,3 + 0,15) = 600750 т/год или

* 100 / 12 000 000 = 5,00 % на нефть,

где 0,3 и 0,15 - выход этилена и пропилена на сырье пиролиза соответственно.

Кроме того, производство продуктов для нефтехимического синтеза на НПЗ увеличивается за счет производства серной кислоты.

Выход сырья для нефтехимии определится более точно после составления материального баланса установок и НПЗ в целом.

Кроме вышеуказанных установок, обеспечивающих заданную глубину переработки нефти и выход продуктов нефтехимического синтеза, в поточную схему переработки включаются установка АГФУ для газов каткрекинга, установка производства ДИПЭ, установка алкилирования изобутана олефинами, установка производства серной кислоты и установка производства водорода.

3 ВЫБОР И ОБОСНОВАНИЕ ТЕХНОЛОГИЧЕСКОЙ СХЕМЫ УСТАНОВКИ КАТАЛИТИЧЕСКОГО КРЕКИНГА

В основу технологической схемы установки каталитического крекинга принята принципиальная технологическая схема аналогичной установки, приведенная в /28/ рис.4-1. Технологическая установка состоит из пяти блоков: подготовки сырья, реакторный блок, разделения получаемых продуктов, регенерация катализатора, регенерация тепла. В эту схему вносим следующие дополнения.

3.1 Блок подготовки сырья

Сырье каталитического крекинга должно обладать низкой коксуемостью (не более 0,2% мас.), т.е. содержать немного полициклических ароматических углеводородов и смолистых веществ, вызывающих быстрое закоксовывание катализатора. Кроме того, в сырье должно быть обеспечено низкое (не более 20 - 25 г/т) содержание металлов, способных отравлять катализатор. Зольность сырья крекинга обычно находится в пределах 0,006 - 0,007%мас. Использование сернистого сырья вызывает необходимость его гидроочистки. Последние проекты предусматривают оснащение установок каталитического крекинга блоком гидроочистки, в котором соединения серы удаляются в виде сероводорода, а также происходит общее облагораживание сырья - очистка от соединений азота и кислорода. Содержание серы в сырье после гидроочистки снижается до 0,1 - 0,3%мас /28/.

В результате гидроочистки снижается не только концентрация серы, азота и металлов в сырье, но и происходит обогащение углеводородов сырья водородом, что способствует увеличению выхода ценных продуктов /29/.

В сырье перед подачей в реактор, с целью улучшения его испаряемости, подается водяной пар. Испарение сырья должно проходить за доли секунды.

3.2 Реакторный блок

Наиболее перспективными процессами каталитического крекинга являются установки, в которых крекинг нефтяного сырья осуществляется в лифт - реакторе. Использование этих реакторов в совокупности с применением новых типов катализатора позволяет снизить время пребывания катализатора в реакционной зоне и содержание кокса на регенерированном катализаторе. В результате этого улучшается эксплуатация катализатора и достигается значительно больший выход целевых продуктов лучшего качества /29/.

В системе ввода в лифт-реактор сырье должно распыляться на мелкие быстро испаряющиеся капли, равномерно распределяясь по сечению лифт- реактора. При этом не должно быть обратного перемешивания катализатора. Необходимо использовать многосопловую систему впрыска сырья. Сопла должны располагаться по окружности наружной части лифт-реактора. Такая система уменьшает перемещение катализатора к стенкам и обратное перемешивание, существенно улучшает распыление сырья на мелкие капли. Для более лучшего контакта катализатора с сырьем и снижения газо- и коксообразования ввод сырья в лифт-реактор осуществляется на 6 - 10 м выше ввода катализатора, кроме этого, в сырье для его распыления подается водяной пар.

В реакторе после отделения продуктов реакции от катализатора последний попадает в зону десорбции, в которой под действием водяного пара из катализатора удаляются адсорбированные им углеводороды. Для улучшения эффективности десорбции необходимо использовать новые тарелки улучшенной конструкции с одновременным увеличением зоны десорбции /29/.

В качестве катализатора используется катализатор «Футура - 125», содержащий серопонижающую добавку. Данный катализатор, несмотря на ухудшение качества перерабатываемого сырья и рост содержания серы в нем, позволяет частично решить проблему снижения содержания серы в бензине каткрекинга /30/.

Для повышения надежности и эффективности работы системы пылеулавливания реактора необходимо установить высокоэффективные одноступенчатые циклоны с эрозионностойкой футеровкой внутренней поверхности. При применении данных циклонов существенно сокращается вторичный унос уловленного катализатора. При этом потери катализатора с продуктами из реактора заметно снижаются и не превышают 10 кг/ч. Эффективность пылеулавливания одноступенчатых циклонов реактора превышает 99,993% /31/.

Кроме этого, используется рециркуляция тяжелого газойля, т.к. он загрязняется частицами катализатора и в результате образуется шлам, при этом также увеличивается выход бензина.

3.3 Блок разделения получаемых продуктов

В колонне разделения продуктов каталитического крекинга необходимо заменить внутренние устройства на насадку и новые клапанные тарелки фирмы «Глитч». Для снятия тепла применяют три циркуляционных орошения. Продукты крекинга из реактора на входе в колону охлаждаются подачей тяжелого газойля. Фракции бензина и легкого газойля выводятся через отпарные колонны.

3.4 Блок регенерации катализатора

Значительное улучшение технико-экономических и экологических показателей работы установок каталитического крекинга достигается за счет внедрения катализаторов (промоторов) дожига СО в СО2, благодаря которым СО полностью переводят в регенераторе в СО2. Это позволяет снизить количество остаточного кокса на катализаторе до 0,02 - 0,03 % мас. В качестве промоторов дожига применяется соединение платины и палладия.

Снижение содержания кокса на регенерированном катализаторе достигается и при использовании высокоэффективного регенератора типа комбустор, который позволяет проводить выжиг кокса в быстротечном псевдоожиженном режиме при улучшенном контакте катализатора с воздухом. В результате этого увеличивается скорость выжига кокса и, как следствие, снижается уровень остаточного кокса на катализаторе. Работа данного аппарата характеризуется высокоэффективной конверсией СО в СО2. Все это позволяет существенно уменьшить объем катализатора, циркулирующего в реакторно-регенераторном блоке /29/.

Для уменьшения попадания SO2 и SO3 в дымовые газы применяют выносители, которые выносят их в виде сульфатов в реактор, где последние превращаются в Н2S. В качестве таких выносителей применяют оксиды магния, алюминия и др. металлов.

Охлаждение катализатора производится в выносных холодильниках.

3.5 Блок регенерации тепла

Схема теплообмена на установке должна обеспечивать подогрев сырья до температуры 300 0С. За счет оптимизации схемы теплообмена исключена из работы печь нагрева сырья, которая теперь используется только на период пуска установки.

На установке также имеется несколько котлов-утилизаторов, т.е. налажено производство водяного пара.

4. Расчет реактора установки каталитического крекинга.

4.1 Исходные данные

Для расчета лифт-реактора установки каталитического крекинга воспользуемся кафедральной программой FLUID для ЭВМ/13/.

·   На установку поступает гидроочищенное сырье: фракция 360-500°С с установки гидроочистки вакуумного газойля в количестве 8,3%мас на нефть или 996000 тыс.т/г;

·   Установка работает 345 дней в году;

·   Относительная плотность сырья до гидроочистки -0,8975, после -0,8329;

·   Содержание серы в сырье до гидроочистки -0,95%мас, после -0,1%мас;

·   Расход водяного пара в напорный стояк реактора: 0,12%мас на сырье или 145кг/ч;

·   Расход рефлюкса в напорный стояк реактора: 0,24%мас на сырье или 290кг/ч;

·   Расход водяного пара в сырье реактора: 1900кг/ч;

·   Расход рециркулята из ректификационной колонны: 4600кг/ч;

·   Температура ввода в реактор: сырья-300°С; рециркулята-300°С; рефлюкса-100°С; водяного пара-350°С; катализатора-650°С;

·   Время пребывания сырья в реакторе-3 секунды;

·   Давление в напорном стояке реактора-250кПа;

·   Скорость паров на выходе из реактора-15м/с;

·   Активность катализатора-65%;

·   Насыпная плотность катализатора-750кг\м3.

Состав сырьевой смеси на входе в реактор представлен в таблице 4.1.

Таблица 4.1

Компонент (фракция)	Мас. доля компонента в сырье реактора	Мас. доля компонента в нефти
Фр.360-440°С	0,57	4,76
Фр.440-500°С	0,43	3,57
Итого:	1,00	8,33

В ходе расчета были получены результаты, представленные в таблице 4.2.

Таблица 4.2. - Результаты расчета реактора

№	Показатель	Единицы измерения	Значение
1	Температура продуктов на выходе из реактора	0С	505,5
2	Содержание кокса в отработанном катализаторе	%мас.	0,608
3	Массовое отношение катализатор/сырье	-	6,9
4	Плотность суспензии в напорном стояке	кг/м3	545,6
5	Скорость суспензии в напорном стояке	м/с	1,27
6	Диаметр реактора	М	0,65
7	Общая высота реактора, в т.ч. высота напорного стояка высота зоны испарения сырья	М м м	28,45 3,24 3,00

Материальный баланс реактора представлен в таблицах 4.3. и 4.4.

Таблица 4.3.- Материальный баланс лифт-реактора - приход

Потоки	%мас на сырье	т/г	кг/ч	%мас на нефть
Сырье	100	996000	120290	8,30
Сухой газ	3,82	38088	4600	0,32
Рециркулят	0,24	2401	290	0,02
Рефлюкс	1,58	15732	1900	0,13
В.п. в сырье	0,12	1201	145	0,01
В.п. в кат провод	105,76	1053422	127225	8,78

Таблица 4.4. - Материальный баланс лифт-реактора - расход

Потоки	%мас на сырье	т/г	кг/ч	%мас на нефть
Сухой газ, в том числе:	2,14	21321	2575	0,180
H2S	0,353	3515	424,5	0,029
Н2	0,084	836	100,96	0,007
СН4	0,954	9501	1147,5	0,079
С2Н4	0,232	2310	278,98	0,019
С2Н6	0,518	5159	623,06	0,046
ППФ, в том числе:	3,94	39239	4739	0,330
С3Н6	2,245	22360	2701	0,186
С3Н8	1,695	16879	2038	0,144
ББф, в том числе:	7,82	77906	9409	0,650
С4Н8	4,489	44715	5400	0,373
С4Н10	3,331	33191	4009	0,277
Бензин	52,87	526632,8	63603	4,390
Легкий газойль	15,44	153776,2	18572	1,280
Тяжелый газойль	13,57	135204	16329	1,120
Кокс	4,21	41921	5063	0,350
Рециркулят	3,82	38088	4600	0,320
Рефлюкс	0,24	2401	290	0,020
В.п. в сырье	1,58	15732	1900	0,130
В.п. в кат провод	0,12	1201	145	0,010
Итого:	105,76	1053422	127225	8,780

5. РАСЧЕТ БЛОКА РАЗДЕЛЕНИЯ ПРОДУКТОВ КРЕКИНГА

.1. Технологическая схема колоны

Технологическая схема работы колонны разделения продуктов каталитического крекинга представлена на рисунке 5.1.

Рисунок 5.1 Схема колонны разделения продуктов крекинга

Исходные данные:

·   Сырьем фракционирующей колонны является продуктовый поток из реактора каталитического крекинга с температурой 500°С (понижение температуры обусловлено потерей тепла в продуктопроводе); состав сырья представлен в результатах расчета реактора;

·   В колонне выделяются следующие фракции: газ С1-С4; легкий бензин нк-100°С; бензин 100-180°С; легкий газойль 180-360°С (компонент дизельного топлива); тяжелый газойль 360-500°С;

·   Число тарелок в колонне принимаем по литературным данным-40 шт (клапанные); фракцию 100-180°С отбираем с 35-ой тарелки, а фракцию 180-360°С с 23-ей тарелки//;

·   Кратность орошения вверху колонны равна 2;

·   Перепад давления на одной тарелке равен 0,5 кПа.

5.2 Расчет материального баланса колонны

Таблица 5.1 - Материальный баланс колонны

Продукты	% мас., на сырье	т/год	кг/ч
Взято: Газо-продуктовый поток, в том числе: -сухой газ -пропан-пропиленовая фракция -бутан-бутиленовая фракция -бензин -легкий газойль -тяжелый газойль -углеводородный газ	100,0  2,23 4,10 8,15 55,06 16,07 14,13 0,26	956480,0  21321,0 39239,0 77906,0 526632,8 153776,2 135204,0 2401,0	115517  2575 4739 9409 63603 18572 16329 290
Получено: С1 - С4 нк - 1000С 100 - 1800С 180 - 3600С > 3600С	14,73 23,67 31,38 16,07 14,13	140867,0 226419,0 300213,8 153776,2 135204,0	17013 27345 36258 18572 16329
Итого:	100,0	956480,0	115517

5.3 Расчет температурного режима фракционирующей колонны

.3.1 Расчёт температуры верхней части колонны

Температура вверху колонны определяется по уравнению изотермы парового состояния:/4/

S yi’/ki=1

где yi’-мольная доля i-компонента в смеси углеводородов, включая орошение;

ki - константа фазового равновесия i-компонента

Расчёт производился с применением программы “EXCEL” для ПЭВМ. Константы фазового равновесия найдены по уравнению:

ki= pнi/p

где pнi- давление насыщенных паров i-компонента углеводородной смеси при температуре в верху колонны, кПа;

p- общее давление в верху колонны, кПа;

Давления насыщенных паров нефтяных фракций найдены по формуле Ашворта:/12/

lg(pнi-3158)=7,6715-2,68*f(T)/f(T0)

где Т-температура в верху колонны, К;

Т0- температура кипения фракции при атмосферном давлении, К

f(T)- функция температуры Т, выражаемая уравнением:

f(T)=(1250/(ÖТ2+108000 -307,6))-1

Функцию f(T0) определяют аналогично;

Давление насыщенных паров для газов найдены по формуле Вильсона:

Lg Pt=5,006+A*B

где=(Tкип-43)/(0,3091-0,00021*(Ткип-43))

В=1/(Ткип-43)-1/(Т-43)

Давление в точке ввода сырья в колонну - 250 кПа. Таким образом, давление в верху колонны:

- 0,5*40 = 230 кПа

Влиянием на температуру водорода можно пренебречь, так как его содержание в смеси невелико, а константа фазового равновесия имеет большое значение.

При температуре 85°С и расчётном давлении получены результаты представленные в таблице 5.2

Таблица 5.2 - Расчёт температуры верхней части колонны

Компонент	Ткип, K	A	B	Pнас, кПа	K	М, кг/кмоль	G,кг/ч	N	yi’	yi’ /Ki
H2						2	101,23	50,61	0,03889
H2S	212,8	620,9726	0,0027	4929,6002	21,4330444	34	450,64	13,25	0,01018	0,00048
СН4	111,4	232,0721	0,0114	45975,895	199,895198	16	1166,26	72,89	0,05600	0,00028
C2H4	169,5	447,7321	0,0047	13328,603	57,95045	28	290,23	10,37	0,00796	0,00014
С2Н6	184,5	506,4696	0,0039	9513,1343	41,3614537	30	656,71	21,89	0,01682	0,00041
C3H6	225,5	673,9913	0,0023	3635,8863	15,8082014	42	3051,58	72,66	0,05582	0,00353
С3Н8	231,1	697,7029	0,0021	3173,115	13,7961524	44	2446,29	55,60	0,04272	0,00310
C4H8	266,3	851,6172	0,0013	1311,3009	5,70130845	56	7263,43	129,70	0,09965	0,01748
н-С4Н10	880,5388	0,0012	1110,6744	4,82901905	58	5863,89	101,10	0,07768	0,01609
		f(t0)	f(t)
28-72°C	334	6,7655	6,0031	199,73208	0,86840034	76	33793,10	444,65	0,34163	0,39340
72-86°C	347	6,3391	6,0031	139,16123	0,60504882	83	13973,16	168,35	0,12935	0,21378
86-100°C	366	5,7828	6,0031	80,677045	0,35076976	97	15564,56	160,46	0,12328	0,35147
Сумма							84621,07	1301,53	1,00000	1,00015

5.3.2 Расчет температуры вывода боковых дистиллятов

Температура вывода боковых дистиллятов определяется по изотерме жидкой фазы:/4/

S ki*xi’=1

где ki-константа фазового равновесия i-компонента на тарелке вывода при необходимой температуре;

xi’ - мольная доля i-компонента в остатке;

Расчёт производился с применением программы “EXCEL” для ПЭВМ. Константы фазового равновесия найдены по уравнению:

ki= pнi/pп

где pнi- давление насыщенных паров i-компонента углеводородной смеси при температуре вывода, кПа;

pп- парциальное давление выводимой фракции в точке вывода, кПа;

Давления насыщенных паров компонентов найдены по формуле Ашворта:/12/

lg(pнi-3158)=7,6715-2,68*f(T)/f(T0)

где Т-температура внизу колонны, К;

Т0- температура кипения фракции при атмосферном давлении, К

f(T)- функция температуры Т, выражаемая уравнением:

f(T)=(1250/(ÖТ2+108000 -307,6))-1

Функцию f(T0) определяют аналогично;

А) Расчет температура вывода фракции 100 - 180°С

Данная фракция выводится с тридцать пятой тарелки колонны. Общее давление на тарелке вывода фракции равно:

Р = 240 - 0,5*35 = 232,5 кПа

Парциальное давление фракции равно:

Рп=0,3555*Р=0,3555*232,5=82,65 кПа

где 0,3555- мольная доля фракции 100-180°С в смеси углеводородов;

Расчёт производился для температуры 132°С. Результаты расчета сведены в таблицу 5.3.

Таблица 5.3 - Температура вывода фракции 100 - 180°С

Фракция	t0,°C	f(t0)	f(t)	Pнас, кПа	P, кПа	Ki	G,кг/ч	М, кг/кмоль	N,кмоль/ч	xi’	Ki*xi’
100-180	140	4,676751	4,83586	82,65	82,65	1,00	36258	130	278,9077	1,0000	1,0000

В) Расчет температура вывода фракции 180 - 360°С

Данная фракция выводится с двадцать третьей тарелки. Общее давление на тарелке вывода фракции равно:

Р = 250-0,5*23 = 238,5 кПа

Парциальное давление фракции равно:

Рп=0,1016*Р=0,1016*238,5=24,23 кПа

где 0,1016- мольная доля фракции 180-360°С в смеси углеводородов;

Расчёт производился для температуры 210°С. Результаты расчета сведены в таблицу 5.4.

Таблица 5.4 - Температура вывода фракции 180 - 360°С

Фракция	t0,°C	f(t0)	f(t)	Pнас, кПа	P, кПа	Ki	G,кг/ч	М, кг/кмоль	N,кмоль/ч	xi’	Ki*xi’
180-360°С	270	2,821416	3,52445	24,23	24,23	1,00	18572	233	79,7082	1,0000	1,0000

Температура вывода боковой фракции из отпарной колонны принимается на 5°С ниже температуры вывода с тарелки основной колонны.

5.3.3 Расчёт температуры нижней части колонны

Температура внизу колонны определяется по изотерме жидкой фазы:/4/

S ki*xi’=1

где ki-константа фазового равновесия i-компонента в остатке колонны при температуре внизу колонны;

xi’ - мольная доля i-компонента в остатке;

Расчёт производился с применением программы “EXCEL” для ПЭВМ.

Константы фазового равновесия найдены по уравнению:

ki= pнi/p

где pнi- давление насыщенных паров i-компонента углеводородной смеси при температуре внизу колонны, кПа;

p- общее давление внизу колонны, кПа;

Давления насыщенных паров компонентов найдены по формуле Ашворта:/12/

lg(pнi-3158)=7,6715-2,68*f(T)/f(T0)

где Т-температура внизу колонны, К;

Т0- температура кипения фракции при атмосферном давлении, К

f(T)- функция температуры Т, выражаемая уравнением:

f(T)=(1250/(ÖТ2+108000 -307,6))-1

Функцию f(T0) определяют аналогично;

Расчёт производился для температуры 483°С и давления 250 кПа. Результаты расчета сведены в таблицу 5.5.

 

Таблица 5.5 - Температура в кубе колонны

Фракция	t0,°C	f(t0)	f(t)	Pнас, кПа	P, кПа	Ki	xi’	Ki*xi’
360-500	430	1,668538	1,41893	250	250	1,00	1,0000	1,0000

5.4 Расчет теплового баланса ректификационной колонны

Схема работы колонны изображена на рисунке 5.2.

Рисунок 5.2. Схема работы колонны

Расчет теплового баланса колонны представим в виде таблицы 5.8., в которой на основе технологической схемы работы колонны представлены количества потоков, их температуры и энтальпии паров и жидкости (кДж/кг). При этом принимаем во внимание, что кратность орошения равна двум.

Тепло, вводимое в колонну:

·   С сырьем (продуктовым потоком), имеющим температуру 500°С; доля отгона равна:

Qc = Gc∙Hп500

где Gc - расход сырья, кг/с;

Hп500 - энтальпия газопарового потока при 500°С.

Для расчета энтальпий нефтяных компонентов потока воспользуемся следующей формулой:

Нпt = (129,58 + 0,134∙T+0,00059+T2)∙(4-ρ15) - 308,99 , [кДж/кг]

где Т - температура, К.

Предварительно рассчитываем ρ1515 выводимых фракций. Так как точный структурный состав фракций неизвестен, то приблизительно рассчитываем через среднюю молекулярную массу по формуле Крэга. Далее по вышеприведенной формуле находим энтальпию каждой фракции. Расчет представлен в таблице 5.6.

Таблица 5.6.- Расчет энтальпий нефтяных фракций при 500°С

Фракция	М	r1515	Xi’	Hi, кДж/кг	Hi*Xi’,кДж/кг
Нк-100°С*	57	0,5796	0,384	1693,10	650,15
100-180°С	130	0,7683	0,314	1582,65	496,95
180-360°С	233	0,8655	0,160	1525,76	244,12
360-500°С	385	0,9237	0,142	1491,69	211,82
			1,000		1603,04

*Плотность фракции нк-100°С расчитана с учетом С1-С4.

Qс= Gc∙Hп500=115517*1603,04/3600=51438,43кВт

·   С верхним орошением (температура 40°С):

Qор= Gор∙H40ор, где Gор - расход орошения, кг/с. Расход орошения берем из материального баланса колонны:;

H40ор - энтальпия орошения (е=0).

Gор = 20131,5·2/3600=11,18 кг/с.

Энтальпию орошения (жидкой фазы) считаем по следующей формуле:

Htж=(r1515)0,5*(0,0017Т+0,762Т-334,25)=86,51кДж/кг

r1515- плотность фракции нк-100°С без учета С1-С4, тогда

Qор= Gор∙H40ор =11,18·86,51 = 967,18 кВт.

·   С квенчингом, имеющим температуру 200°С:

Qкв= Gкв∙H200кв, кДж/кг

Чтобы узнать расход квенчинга, составим тепловой баланс между сырьевым потоком с температурой 500°С и потоком тяжелого газойля с температурой 200°С c тем расчетом, что холодный поток подается немного выше сырьевого потока и орошает его. При этом все фракции с температурой выкипания < 360°С идут вверх колонны, а все остальное конденсируется и стекает вниз с температурой 483°С (температурой низа колонны).

Gс∙(Нс500 - Hс483) = Gкв·( Hкв483 - Hкв200) или Gкв =(Gс*(Hс500 - Hс483)/ ( Hкв483 - Hкв200)

Энтальпию сырьевого потока при температуре 483°С определим аналогично вышеприведенному способу, только энтальпии конденсирующихся фракций считаем по формуле для жидкой фазы. Результаты расчета представленны в таблице 5.7.

Таблица 5.7.- Расчет энтальпий нефтяных фракций при 483°С

Фракция	Xi’	Hi, кДж/кг	Hi*Xi’,кДж/кг
Нк-100°С	0,384	1631,20	626,38
100-180°С	0,314	1524,06	478,55
180-360°С	0,160	1468,93	235,03
360-500°С	0,142	1267,42	179,97

Qс= Gс∙Hс483=115517*(626,38+478,55+235,03+179,97)/3600=4872кВт;

Расчет энтальпии остатка при температурах 200°С и 483°С проводим по формуле для жидкой фазы.

Нкв483=1267,42; Нкв200=422;

Таким образом, количество подаваемого в колону квенчинга равно:

Gкв=115517*(1603,04-1520)/(1267,42-422)=11340кг/ч, что составляет 10% на сырье колонны.

Qкв=11340*422/3600=1329,3кВт.

Тепло, выводимое из колонны:

·   С парами верхнего нефтепродукта при температуре 85°С:

Qп = Gп∙Нп85=84621*586,71/3600=13791,1кВт;

·   С боковыми дистиллятами:

1) с фракций 100-180°С при температуре 132°С. Энтальпию расчитываем для жидкой фазы:

Q100-180=G100-180*Н132=36258*287,81/3600=2898,73кВт;

) с фракцией 180-360°С при температуре 210°С. Энтальпию расчитываем для жидкой фазы:

Q180-360=G180-360*H210=18572*461,59/3600=2381,29кВт;

·   С кубовым остатком, включая квенчинг, при температуре 483°С. Энтальпию расчитываем для жидкой фазы:

Qк=(Gк+Gкв)*Н483=(16329+11340)*1267,42/3600=9741,18кВт.

Составляем тепловой баланс:

Qввод=Qс+Qор+Qкв=51438,43+967,18+1329,3=53734,91кВт;

Qвыв=Qп+Q100-180+Q180-360+Qк=13791,1+2898,73+2381,29+9741,18=28812,3кВт

Таким образом, разность между приходом и расходом теплоты в колонне равна:

∆Q .= Qввод - Qвыв = 53734,91-28812,3=24922,61кВт,

Избыток тепла в колонне снимаем с помощью циркуляционных орошений.

Устанавливаем три орошения: верхнее для фракции 100-180°С,среднее для фракции 180-360°С, и нижнее циркуляционное орошение для фракции с плотностью 0,905 (отбираем с 12-ой снизу тарелки).

Принимаем, что верхнее циркуляционное орошение снимает 25% общего тепла, среднее-30%, нижнее-45%.

Верхнее орошение отбираем с 34-ой тарелки с температурой 137°С. Состав орошения принимаем равным составу фракции 100-180°С. Температуру ввода орошения обратно в колонну принимаем равной 45°С. Количество тепла, снимаемое ВЦО равно:

DQ1=G1*(H137-H45);

DQ1 = D Q*0,25=24922,61*0,25=6230,65кВт;

Энтальпии фракции 100-180°С при 137°С и 45°С равны:

H137 = 288,64 кДж/кг;

H45 =90,58 кДж/кг;

Находим расход ВЦО:

G1=DQ1/(Н137-Н45)=6230,65/(288,64-90,58)=31,46кг/с или 113256кг/ч.

Среднее орошение отбираем с 22-ой тарелки c температурой 215°С. Состав орошения принимаем равным составу фракции 180-360°С.Температуру ввода циркуляционного орошения обратно в колонну принимаем равной 100°С. Количество тепла, снимаемое орошением, равно:

ΔQ2 =G2*(H210-H100);

ΔQ2=DQ*0,30=24922,61*0,30=7476,78кВт

Энтальпии фракции 180-360°С при 215°С и 100°С равны:

Н215=474,51кДж/кг;

Н100=199,74кДж/кг.

Определяем расход СЦО:

G2=ΔQ2/(H210-H100)=7476,78/(474,51-199,74)=27,28кг/с или 98208кг/ч.

Температуру вывода нижнего циркуляционного орошения с 12-ой тарелки принимаем равной 380°С(перепад температур на одной тарелке считаем ~10°С), а температуру ввода назад в колонну 200°С. Состав фракции орошения считаем приблизительно соответствующим плотности 0,905. Количество тепла, снимаемое НЦО равно:

ΔQ3 = ΔQ - ΔQ1 - ΔQ2 =24922,61-6230,65-7476,78=11215,18 кВт.

ΔQ3=G3*(Н380-Н200);

Энтальпии при 320°С и 100°С равны:

Н380=932кДж/кг;

Н200=426,32кДж/кг.

Определяем расход НЦО:

G3=11215,18/(932-426,32)=19,7кг/с или 70971кг/ч.

Итоговый тепловой баланс представлен в таблице 5.8.

Таблица 5.8.- Тепловой баланс фракционирующей колонны

Поток	Температура, °С	Расход, кг/ч	Энтальпия, кДж/кг	Тепло потока, кВт
Приход
Продуктовый поток	500	115517	1603,04	51438,43
Острое орошение вверху колонны	40	40263	86,51	967,18
Квенчинг в сырье	200	11340	422	1329,3
ВЦО	45	113256	90,58	2849,64
СЦО	100	98208	199,74	5448,90
НЦО	200	70971	426,32	8398,50
Итого:	-	449555-70431,95
Расход
Пары, уходящие сверху колонны	85	8462185586,7113791,1
Фракция 100-180°С	132	36258	287,81	2898,73
Фракция 180-360°С	210	18572	461,59	2381,29	483	27669	1520,0	9741,18
ВЦО	137	113256	288,64	9080,61
СЦО	215	98208	474,51	12944,63
НЦО	380	70971	932,0	18360,4
Итого:		449555-69197,94

5.5 Расчет диаметра колонны

Для расчета диаметра ректификационной колонны необходимо определить объемный расход паров ( м3/ч ) в тех сечениях колонны где они образуются. Объемный максимальный расход паров образуется в точке ввода сырья в колонну.

Диаметр колонны можно определить по уравнению /21/:

D=1,128*(Vп*/Uл)0,5,

где Vп - объемный расход паров , м3/с;

Uл - допустимая линейная скорость паров, м/с.

5.5.1 Объемный расход паров /15/

Объемный расход паров определяем как отношение:

Vп=Gп/rп

где Gп- массовый расход паров, кг/с;

rп - плотность смеси, кг/м3.

Плотность смеси с учетом температуры и давления расчитываем по следующей формуле:

rп=М*Р*Т0/Р0*Т*22,4

где Т,Р- температура и давление на входе в колонну,

М- молярная масса смеси , равная 118кг/кмоль

rп=118*250*273/101,3*756*22,4=4,69кг/м3;

Vп=115517/4,69*3600=6,84м3/ч

5.5.2. Допустимая линейная скорость паров /15/

Vл= 0,305*К*((ρж - ρп)/ ρп)0,5/3600,

где К - коэффициент, зависящий от расстояния между тарелками и условий ректификации;

ρж , ρп - абсолютная плотность соответственно жидкости и паров, кг/м3. Плотность жидкости- плотность орошения(квенчинга).К=900/15/

Относительная плотность жидкости 0,9237(при 20°С). Необходимо пересчитать плотность на расчетную температуру 483°С:

r483=r20-a(t-20);

a=0,000607;

r483=0,9237-0,000607*(483-20)=0,6427.

Таким образом, абсолютная плотность жидкости составляет 642,7кг/м3, тогда:

Vл= 0,305*900*((642,7 - 4,69)/ 4,69)0,5/3600=0,88 м/с

Соответственно диаметр колонны в месте ввода сырья равен:

D =1,128*(6,84/0,88)0,5=3,14 м

По ГОСТу принимаем диаметр 3,2 м.

5.6.  Расчет высоты колоны

Высота колонны зависит от числа ректификационных тарелок в колонне, а также от расстояния между ними. Кроме того учитывают высоту пространства между верхней тарелкой и днищем аппарата, высоту слоя жидкости внизу колонны, расстояние между нижней тарелкой и слоем жидкости и высоту юбки /15/.

Высоту от верхнего днища до первой ректификационной тарелки h1 принимаем конструктивно равной 0,5D, т.е. 1,6м. Высоту h2 определяем исходя из того, что в колонне 40 тарелок и расстояние между ними равно 0,6м.

h2 = (n-1)∙0,6 = 39∙0,6 =23,4 м.

Высоту h3 принимаем равной 3,5м, т.к. необходимо обеспечить массо- и теплообмен между сырьем и рециркулятом (квенчингом).

Высоту h4 определяем, исходя из запаса остатка на 10мин. Плотность принимаем равной 780 кг/м3. Объем остатка внизу колонны равен:

Vo =Gо*10/rо*60=27670*10/780*60=5,9м3

Рисунок 5.3. Общая высота колонны.

Площадь поперечного сечения колонны:

F = 0,785∙D2 = 0,785∙10,24=8,04 м2 , отсюда

h4 = Vo/F=5,9/8,04=0,7 м.

Высоту юбки h5 принимаем из практических данных 4 м. Общая высота колонны составляет:

Н = h1+ h2+ h3+ h4+ h5 = 1,6+ 23,4 +3,5+0,7+4 = 33,2 м.

Расчет колонны заканчиваем.

6. РАСЧЕТ МОЩНОСТИ ПРИВОДА СЫРЬЕВОГО НАСОСА

Требуется подобрать насос для перекачки сырья установки каталитического крекинга через теплообменники, регулирующий клапан, расходную диафрагму и подачи его в реактор. Ниже на рисунке приведена схема работы насоса

Рисунок - Схема работы насоса

Полный напор, развиваемый насосом, определяем по формуле /19/:

Н =((р2-р1)/r*g)+Нг+Нп

где р1, р2 - давления соответственно во всасывающем и нагнетательном трубопроводах, Па;

Нг - геометрическая высота подъема сырья, м;

Нп - суммарные потери напора, м.

Потерю давления на клапане принимаем равным 200 кПа, на диафрагме - 150 кПа. Давление во всасывающем трубопроводе р1 принимаем равным 3 атмосферам. Перепад давления в одном теплообменнике принимаем равным 0,3 атмосферы. Высота точки ввода сырья в реактор Нг - 3 м.

В соответствии с приведенными данными рассчитываем давление в нагнетательном трубопроводе:

р2 = (рр + n·0,3 + рд + рк)· k = (2,5 +0,3·3 +2 +1,5)·1,04 =7,176 атм.

Где рр - давление на входе в реактор, атм.;

n - количество теплообменников в линии нагрева сырья;

k - коэффициент, учитывающий суммарные потери давления в других местных сопротивлениях.

Сырье приходит из емкости с температурой 20°С. Плотность сырья при 20°С равна 908кг/м3.

Полный напор, развиваемый насосом:

Н =((7,176-3)/908*9,81)*105+ 3 = 47,8 м

Полезная мощность, затрачиваемая на перекачивание сырья, определяется по формуле /19/:

Nп = ρ·g∙V∙H

где V - объемный расход сырья, м3/с;

Nп = 908 ·9,81 ·(115517/3600*908)·49,8 =15623 Вт ≈ 15,6 кВт.

Для центробежного насоса средней производительности примем η = ηп ηд ηн =0,65, тогда мощность, потребляемая насосом, равна:

Nдв = Nп/ η =15,6/0,65 =24 кВт.

Подбираем по литературным данным центробежный насос, удовлетворяющий значениям производительности и напора /19/:

§ Марка насоса Х160/49/2;

§  Производительность Q = 4,5·10-2 м3/с;

§  Напор H =49 м;

§  Частота вращения вала n = 48,3 с-1;

§  КПД насоса ηн =0,75;

§  Тип электродвигателя АО2-91-2;

§  Мощность насоса N = 75 кВт.

7. РАСЧЕТ ЕМКОСТИ ОРОШЕНИЯ

Диаметр емкости орошения определяем, исходя из обьема поступающего в нее сырья. Сечение расчитываем по газовому потоку.

Допустимую скорость газового потока можно определить по формуле Обрядчикова и Хохрякова:

Uг=0,0334*(rж-rп)0,5,

Где rж, rп-плотность жидкости и пара при заданных условиях, кг/м3.

Плотность жидкости определяем по формуле Крэга:

r1515=1,03*М/(44,29+М),

где М- молярная масса жидкости.

Молярные массы паровой и жидкой фаз были найдены при расчете доли отгона в емкости орошения с помощью программы “PETROL” (см.”Расчет материального баланса каталитического крекинга”).

Мж=78,89кг/кмоль, Мп=46,23кг/кмоль.

r1515=1,03*78,89/(44,29+78,89)=0,6596;

Плотность жидкости при температуре в емкости орошения 40°С находим по формуле:

r440=r420-a*(40-20)=0,6596-0,000897*(40-20)=0,6416

Абсолютная плотность жидкости при 40°С- 641,6кг/м3.

Плотность пара при температуре 40°С и давлении 180кПа расчитываем по формуле:

rп=М*Р*Т0/22,4*Р0*Т,

где Р0, Т0-нормальные температура и давление;

rп=46,23*180*273/22,4*101,3*313=3,198кг/м3,

тогда:

Uг=0,0334*(641,6-3,198)0,5=0,84м/с.

Необходимое свободное сечение для газового потока:

Fг=Vг/Uг,

Где Vг-объмный расход газа,

Vг=G*е/r,

Где G -массовый расход сырья емкости орошения, кг/с;

е- доля отгона паров в емкости (е=0,28632);

Vг=84621*0,28632/3,198*3600=2,1м3/с;

Тогда

Fг=2,1/0,84=2,5м2

Диаметр аппарата определяем по формуле:

D=(F/0,785)0,5=(2,5/0,785)0,5=1,78м.

По ГОСТ принимаем диаметр 1,8м.

Длину емкости орошения определяем, исходя из формулы:

F=D*H;

H=F/D=2,5/1,8=1,39м;

Принимаем длину емкости орошения 1,4м.

8. РАСЧЕТ МАТЕРИАЛЬНОГО БАЛАНСА УСТАНОВОК И НПЗ В ЦЕЛОМ

В данном разделе расчетно-пояснительной записки представлены расчеты материальных балансов установок, входящих в топливно-химический блок НПЗ.

8.1 Материальный баланс установки АВТ

Расчет выполнен по потенциальному содержанию фракций в Ольховской нефти. Результаты расчета сведены в таблицу 8.1.

Таблица 8.1 - Материальный баланс установки АВТ

Продукты	% мас., на нефть	т/год	кг/ч
Приход: нефть	100	12000000	1449000
Итого:	100	12000000	1449000
Расход: Углеводородный газ С1-С4 Бензин, в том числе: - фракция нк-70°С Фракция 70-180°С фракция дизельного топлива 180-360°С фракция 360-500°С остаток >500°С	3,6  7,6 22,5  35,1 20,9 10,3	432000  912000 2700000  4212000 2508000 1236000	52000  110000 326000  509000 303000 149000
Итого:	100	12000000	1449000

8.2 Материальный баланс установки гидроочистки вакуумного газойля.

На установку поступает вакуумный газойль установки АВТ (фракция 360-500°С) в количестве 20,9 %мас. на нефть. Содержание серы - 0,95 %мас. Количество удаляемой серы равно: ΔS=0,95-0,1=0,85 %.

Выход гидроочищенного газойля Вго, %мас. на исходное сырье равен:

Вго = 100-Вб - Вг -ΔS = 100- 0,85-0,3·0,85 -0,85 =98,05 %мас.

Выход сероводорода и расход водорода на реакцию рассчитаны по следующему уравнению реакции с учетом содержания серы в сырье:

S + H2 = H2S

Выход H2S: 0,85*34/32 = 0,9 % мас. на сырье

Определим расход водорода на гидроочистку. Расход водорода на гидрогенолиз сероорганики находим по формуле:

Н1 = m∙ ΔS

где Н1 - количество 100%-го водорода, %мас. на сырье;

ΔS - количество удаляемой при гидроочистке серы, %мас. 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. Сера, содержащаяся в вакуумном газойле, состоит в основном из тиофенов (65%) и сульфидов (35%) /11/. Значение m для сульфидов-0,125, тиофенов-0,25.

Н1=(0,35*0,125+0,65*0,25)*0,85=0,175%мас.

Расход водорода берем с избытком 60%:

Н2=1,6*Н1=1,6*0,175=0,28%мас.

Результаты расчета сведены в таблицу 8.2.

Таблица 8.2 - Материальный баланс установки гидроочистки вакуумного газойля

Продукты	% мас., на сырье	% мас., на нефть	т/год	кг/ч
Приход: 360 - 5000С Н2	100 0,28	20,9 0,06	2508000 7025	303000 850
Итого:	100,28	20,96	2515025	303850
Расход: Н2S С1 - С4* нк - 1800С 360 - 5500С	0,9 0,48 0,85 98,05	0,19 0,1 0,17 20,5	22572 12038 21318 2459097	2730 1450 2580 297090
Итого:	100,28	20,96	2515025	303850

*Механические потери водорода в балансе присоединены к сухому газу

8.3 Материальный баланс установки гидроочистки дизельного топлива

На установку поступает фракция дизельного топлива с установки АВТ в количестве 35,1%мас. на нефть. Плотность фракции 762,5кг/м3. Содержание серы во фракции - 0,46%мас, в том числе меркаптановой Sм=0,023%мас, сульфидной Sс=0,23%мас, дисульфидной Sд=0,046%мас, тиофеновой Sт=0,161%мас. Количество удаляемой серы равно: ΔS=0,46-0.05=0,41%мас. Количества продуктов, получаемых на установке рассчитываем согласно методике, представленной в литературе /18/.

Выход гидроочищенного дизельного топлива Вд.т, %мас. на исходное сырье равен:

Вд.т = 100-Вб - Вг -ΔS

где Вб, Вг, ΔS - выходы бензина, газа и количество удаленной из сырья серы соответственно на сырье, %мас.

Выход бензина и газа при гидрогенолизе сероорганических соединений составит:

Вб = ΔS = 0,41%мас.; Вг = 0,3· ΔS = 0,123 %мас.

Тогда выход дизельного топлива равен:

Вд.т = 100-Вб - Вг -ΔS =100 - 0,41 - 0,123 -0,41= 99,1 %мас.

Выход сероводорода и расход водорода на реакцию рассчитаны по следующему уравнению реакции с учетом содержания серы в сырье:

S + H2 = H2S

Выход H2S: 0.41*34/32 = 0,436% мас. на сырье

Определим расход водорода на гидроочистку. Расход водорода на гидрогенолиз сероорганики находим по формуле:

Н1 = m∙ ΔS

где Н1 - количество 100%-го водорода, %мас. на сырье;

ΔS - количество удаляемой при гидроочистке серы, %мас. 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.

Значение m для сульфидов-0,125, тиофенов-0,25, меркаптанов-0,062, дисульфидов-0,0938. Наиболее стабильны при гидроочистке тиофеновые соединения, поэтому при расчете принимаем, что вся остаточная сера в гидрогенизате-тиофеновая, а остальные сероорганические соединения разлагаются полностью.

Н1=0,023*0,062+0,23*0,125+0,046*0,0938+(0,161-0,05)*0,25=0,062%мас

Расход водорода берем с избытком 60%.

Н2=Н1*1,6=0,1%мас

Результаты расчета сведены в таблицу 8.3.

Таблица 8.3 - Материальный баланс установки гидроочистки дизельного топлива

Продукты	% мас., на сырье	% мас., на нефть	т/год	кг/ч
Приход: 180-3600С Н2	100,00 0,10	35,1 0,0351	4212000 4212	508700 510
Итого:	100,10	35,1351	4216212	509210
Расход: Н2S С1 - С4* нк - 1800С Гидроочищенное ДТ	0,436 0,154 0,41 99,1	0,153 0,054 0,148 34,78	18365 6480 17760 4173607	2220 780 2150 504060
Итого:	100,01	35,1351	4216212	509210

*Механические потери водорода в балансе присоединены к сухому газу.

8.4 Материальный баланс битумной установки

Выходы получаемых продуктов на этой установке приняты по литературным данным /18/.

Результаты расчета сведены в таблицу 8.4

Таблица 8.4 - Материальный баланс битумной установки

Продукты	% мас., на сырье	% мас., на нефть	т/год	кг/ч
Приход: Гудрон (>5000С) Воздух	100,00 13	4,00 0,52	480000 62400	58000 7540
Итого:	113	4,52	542400	65540
Расход: Битум Азот Кислород Диоксид углерода Вода Отгон Углеводородные газы	97,00 10,00 0,6 1,0 2,0 0,6 1,8	3,88 0,4 0,024 0,04 0,08 0,024 0,072	465600 48000 2880 4800 9600 2880 8640	56230 5800 350 580 1150 350 1080
Итого:	113	4,52	542400	65540

8.5 Материальный баланс установки каталитического крекинга

Выходы получаемых продуктов на этой установке были получены на основании расчетов, выполненных в пункте 4 данной работы.

Результаты расчетов занесены в таблицу 8.5

Таблица 8.5 - Материальный баланс установки каталитического крекинга

Продукты	% мас., на сырье	% мас., на нефть	кг/ч	т/год
Приход: 360 - 5000С	100,00	8,3	120290	996000
Итого:	100,00	8,3	120290996000
Расход: С1 - С4 нк - 1800С 180 - 3600С >3600С кокс	13,9 52,87 15,44 13,57 4,22	1,16 4,39 1,28 1,12 0,35	16723 63603 18572 16329 5063	138466 526632,8 153776,2 135204 41921
Итого:	100	8,3	120290	996000

8.6 Материальный баланс установки АГФУ

На установку поступает углеводородный газ С1-С4 с каталитического крекинга в количестве 16723 кг/ч. На установке выделяется топливный газ С1-С2, пропан-пропиленовая фракция для получения ДИПЭ и бутан-бутиленовая фракция для получения алкилата. Выходы получаемых продуктов на этой установке приняты по литературным данным /22/.

Результаты расчетов занесены в таблицу 8.6

Таблица 8.6 - Материальный баланс установки АГФУ

Продукты	% мас., на сырье	% мас., на нефть	т/год	Кг/ч
Приход: С1 - С4 (с каткрекинга)	100,00	1,15	138466		16723
Итого:	100,00	1,15	138466	16723
Расход: С1 - С2 ∑С3 ∑С4	15,40 28,34 56,26	0,18 0,33 0,64	21324 39241 77901	2575 4739 9409
Итого:	100,00	1,15	138466	16723

8.7 Материальный баланс установки ДИПЭ

Выходы получаемых продуктов на этой установке, а также расход воды на реакцию рассчитаны по следующему уравнению реакции с учетом того, что содержание пропилена в газе равно 75% мас. на ∑С3:

С3Н6 + Н2О = С6Н14О

Выход ДИПЭ: 75*102/84 = 91,07 % мас. на сырье

Расход воды: 75*18/84 = 16,07 % мас. на сырье,

где 102, 84 и 18 - молярные массы ДИПЭ, С3Н6 и Н2О соответственно, кг/кмоль.

Результаты расчетов занесены в таблицу 8.7

Таблица 8.7 - Материальный баланс установки ДИПЭ

Продукты	% мас., на сырье	т/год	кг/ч
Приход: ∑С3 (с АГФУ) Н2О	100,00 16,07	0,33 0,05	39241 6306	4739 760
Итого:	116,07	0,38	45547	5499
Расход: ДИПЭ С3Н8	91,07 25,00	0,3 0,08	35737 9810	4316 1183
Итого:	116,07	0,38	45547	5499

8.8 Материальный баланс установки изомеризации С5 - С6

Материальный баланс установки изомеризации считаем, принимая выход изомеризата равным 99% мас. На установку поступает с АВТ фракция нк-70°С в количестве 7,6%мас. на нефть. Расход водорода на установку равен 0,2 % мас. на сырье.

Результаты расчетов занесены в таблицу 8.8

Таблица 8.8 - Материальный баланс установки изомеризации С5 - С6

Продукты	% мас., на сырье	% мас., на нефть	т/год	кг/ч
Приход: нк - 700С Н2	100,00 0,20	7,6 0,0152	912000 1824	110150 220
Итого:	100,20	7,6152	913824	110370
Расход: С1 - С4 Изомеризат Н2	1,00 99,00 0,20	0,076 7,524 0,0152	9120 902880 1824	1100 109050 220
Итого:	100,20	7,6152	913824	110370

8.9 Материальный баланс установки производства серной кислоты

На установку поступает сероводород с установок гидроочистки в количестве 18365+22572=40937 т/г. Окисление проводим кислородом воздуха на катализаторе. Суммарное уравнение процесса:

Н2S + 2O2 = H2SO4

Рассчитаем количество кислорода, необходимое для проведения процесса, и количество получаемой серной кислоты.

G(O2)=32*40937/34=38529т/г, тогда количество воздуха равно 38529/0,21= 183471 т/г.

G(H2SO4) = 98∙40937/34 = 117995т/г или 0,98 %мас. на нефть.

Результаты расчетов занесены в таблицу 8.9

Таблица 8.9- Материальный баланс установки производства Н2SO4

Продукты	% мас., на сырье	% мас., на нефть	т/год	кг/ч
Приход: Сероводород Воздух	18,24 81,76	0,34 1,53	40937 183471	4940 22160
Итого:	100	1,87	224408	27100
Расход: Н2SO4 Выхлопные газы	52,58 47,42	0,98 0,89	117995 106413	14250 12850
Итого:	100	1,87	224408	27100

8.10 Материальный баланс установки гидрокрекинга

Расчет выполнен по методике, предложенной в методических указаниях по курсу «Технология переработки нефти и газа» на ЭВМ (программа «Npihydro») /23/.

Исходные данные для расчета:

1.  Производительность установки равна 1116000 т/год.

2.       Относительная плотность сырья до гидроочистки при 200С - 0,8329

.         Объемная скорость подачи сырья в реактор - 0,8 ч-1.

.         Давление на входе в реактор - 15000кПа.

.         Объемное соотношение ВСГ/сырье - 1200 нм3/м3 сырья.

.         Состав смеси на входе в реактор представлен в таблице 8.10

Таблица 8.10 - Состав смеси на входе в реактор

Компонент (фракция)	Мас. доля компонента в нефти	Мас. доля компонента в сырье реактора
360 - 4000С	0,0279	0,30
400 - 4500С	0,0307	0,33
450 - 5000С	0,0344	0,37
Итого:	0,093	1,00

7.  Состав ВСГ взят по практическим данным /22/ и представлен в таблице 8.11

Таблица 8.11 - Состав ВСГ

Компонент	Содержание, % об.
Н2	95,0
СН4	4,6
С2Н6 и выше	0,4
Итого:	100,0

8.  Температура газо-сырьевой смеси на входе в реактор - 4100С

9.       Температура в слое катализатора - 4300С

.         Температура хладоагента (ВСГ) на входе в реактор - 700С.

.         Насыпная плотность катализатора - 711 кг/м3.

Результаты расчета материального баланса установки гидрокрекинга сведены в таблицу 8.12

Таблица 8.12 - Материальный баланс установки гидрокрекинга

Продукты	% мас., на сырье	% мас., на нефть	т/год	кг/ч
Приход: 360 - 5000С Н2	100,000 0,832	12,2 0,1	1456072 12115	175854 1436
Итого:	100,832	12,3	1468187	177290
Расход: С1 - С4 Бензин нк-165°С Реактивное топливо Дизельное топливо Тяжелый газойль	6,825 25,718 26,481 19,976 21,832	0,83 3,14 3,23 2,45 2,65	99377 374473 385582 290865 317890	12002 45226 46568 35129 38365
Итого:	100,832	12,3	1468187	177290

8.11 Материальный баланс установки каталитического риформинга

На установку каталитического риформинга поступает сырье с установки АВТ (фракция 70-180°С), в количестве 2700000т/г или 22,5%мас на нефть. Материальный баланс установки рассчитываем с применением кафедральной программы OCTAN . Причем, расчет ведем таким образом, что используется только два реактора риформинга. При этом выход ароматических углеводородов равен 45,386 %мас.

Результат по материальному балансу после второго реактора представлен в таблице 8.13

Таблица 8.13- Материальный баланс установки каталитического риформинга

Продукты	%мас. на сырье	кг/ч	т/г	%мас. на нефть
Приход: Фракция 70-180°С Итого:	100 100	326087 326087	2700000 2700000	22,5 22,5
Расход: Риформат С1-С2 С3-С4	75,312 14,877 9,811	245581,85 48512,76 31992,39	2033417,376 401685,64 264896,984	16,95 3,35 2,2
Итого:	100,000	326087	2700000	22,5

8.12 Материальный баланс установки ЭП-400

На установку пиролиза поступает сырье с различных установок: рефлюкс с АВТ(432000 тыс.т/год), рефлюкс с каталитического риформинга(264897 тыс. т/год), дизельное топливо с установки гидроочистки (638103 тыс.т/год). В итоге имеем 1335000 тыс. т/год. Выходы получаемых продуктов на этой установке приняты по литературным данным. Результаты расчета материального баланса сведены в таблицу 8.14

Таблица 8.14 - Материальный баланс установки ЭП - 400

Продукты	% мас., на сырье	% мас., на нефть	т/год	кг/ч
Приход: С3 - С4 (с АВТ) С3 - С4 (с катриформинга) ДТ (с ГО ДТ)	32,36 19,84 47,80	3,6 2,2 5,3	432000 264897 638103	52174 31992,4 77065,6
Итого:	100,00	11,1	1335000	161232
Расход: Метан-водородная фракция Этилен Пропилен Бутан-бутиленовая фракция ТСП Пиробензин*	18,00 30,00 15,00 12,00 10,00 15,00	2,00 3,34 1,66 1,33 1,11 1,66	240300 400500 200250 160200 133500 200250	29022 48370 24185 19348 16122 24185
Итого:	100,00	11,1	1335000	161232

8.13 Материальный баланс установки алкилирования

Выходы получаемых продуктов на этой установке рассчитаны по следующему уравнению реакции:

i-С4Н10 + н-С4Н8 = С8Н18

Выход С8Н18: 43,08*114/56 = 87,69 % мас. на сырье

Расход i-С4Н10: 43,08*58/56 = 44,62 % мас. на сырье,

где 114, 58 и 56 - молярные массы С8Н18, i-С4Н10 и н-С4Н8 соответственно, кг/кмоль; 43,08 - содержание н-С4Н8 в сырье, % мас.

Результаты расчетов занесены в таблицу 8.15

Таблица 8.15 - Материальный баланс установки алкилирования

Продукты	% мас., на сырье	% мас., на нефть	т/год	кг/ч
Приход: ∑С4	100,00	1,97	238101	28757
Итого:	100,00	1,97	238101	28757
Расход: Алкилат н-С4Н10 i-С4Н10 (остаток)	87,69 10,77 1,54	1,74 0,21 0,02	208790 25643,5 3667,5	25216,2 3097 443,8
Итого:	100,00	1,97	238101	28757

8.14 Материальный баланс установки производства водорода

Выходы получаемых продуктов на этой установке рассчитаны по следующим уравнениям реакций:

1.  СН4 + 2Н2О = СО2 + 4Н2

2.       С2Н6 + 4Н2О = 2СО2 + 7Н2

при условии, что содержание в газах СН4 и С2Н6 равны 35 % мас. и 65 % мас. соответственно.

Результаты расчета материального баланса установки сведены в таблицу 8.16

Таблица 8.16 - Материальный баланс установки Н2

Продукты	% мас., на сырье	% мас., на нефть	т/год	кг/ч
Приход: С1 - С2 (с катриформинга) Н2О	100 235	0,44 1,03	52774 123906	6373,67 14964,25
Итого:	335	1,47	176680	21337,92
Расход: Н2 СО2	48 287	0,21 1,26	25240 151440	3048,31 18289,61
Итого:	335	1,47	176680	21337,92

8.15 Материальный баланс топливно-химического блока НПЗ

Расчет составлен на базе данных расчета материальных балансов установок, входящих в состав топливно-химического блока НПЗ.

Результаты расчета представлены в таблице 8.17

Таблица 8.17 Материальный баланс топливно-химического блока НПЗ

Продукты	т/год	% мас., на нефть
Приход: нефть Н2О (на ДИПЭ) О2 (на Н2SО4) Н2О (на Н2)	12000000 6306 38529 123906	100,00 0,05 0,32 1,03
Итого:	12168741	101,4
Расход: топливный газ, в т.ч. С1 - С2 (с АГФУ) С1 - С4 (с ГК) С1 - С4 (с ГО ВГ) С1 - С4 (с ГО ДТ) С1 - С4 (с изомеризации) С1 - С2(с КР) Н2, СН4 (с ЭП - 400) С3Н8 (с ДИПЭ) н-С4Н10 (с алкилирования) i-С4Н10 (остаток с алкилирования) нк - 1800С (катализат с каткрекинга) ДИПЭ изомеризат нк - 1650С (с гидрокрекинга) нк - 1800С (катализат с катриформинга) нк - 1800С (с ЭП - 400) алкилат 120 - 2400С (с гидрокрекинга) 180 - 3600С (с ГО ДТ) 180 - 3600С (с каткрекинга) 240 - 3600С (с гидрокрекинга) котельное топливо в т.ч. гудрон (с АВТ) > 3600С (с каткрекинга) > 3600С (с гидрокрекинга) битум нефтехимические продукты в т.ч. Н2SО4 C2 C3 ТСП Потери	21324 99377 12038 6480 9120 348911,64 240300 9810 25643,5 3667,5 526632,8 35737 902880 374473 2033417,4 200250 208790 385582 3535504 153776,2 290865 1209094 756000 135204 317890 465600 852245 117995 400500 200250 133500 258720	0,18 0,83 0,10 0,05 0,08 2,52 2,00 0,08 0,21 0,02 4,39 0,30 7,524 3,14 16,95 1,66 1,74 3,23 29,48 1,28 2,45 10,07 6,30 1,12 2,65 3,88 7,08 0,98 3,34 1,66 1,11 2,156
Итого:	12168741	101,4

Таким образом, как видно из таблицы, глубина переработки нефти равна 89,93%, а выход сырья для нефтехимии составляет 7,08 % мас. на нефть

9. ОХРАНА ОКРУЖАЮЩЕЙ СРЕДЫ НА ПРОЕКТИРУЕМОЙ УСТАНОВКЕ

Многие химические предприятия, в том числе и НПЗ находятся рядом с жилым массивом, что и определяет особые требования к поддержанию безопасной экологической обстановки. Проведение природоохранных мероприятий, постоянный контроль за выбросами и сбросами веществ - одни из направлений работы завода по защите окружающей среды.

Экологическая характеристика установки оценивается четырьмя показателями:

          количеством газообразных выбросов;

          количеством неутилизированных отходов;

          количеством потребляемой воды;

          количеством потерь нефтепродуктов.

Количество газообразных выбросов связано с расходом топлива, содержанием в нем сернистых и азотистых соединений и методом пропарки (продувки) аппаратов перед их ремонтом. Для уменьшения вредных выбросов в атмосферу необходимо технологические насосы заменить на более совершенные с двойным торцевым уплотнением /25/.

Основными загрязняющими веществами, выбрасываемыми в атмосферу, являются углеводороды (75%), гетероциклические соединения, оксиды серы, азота и углерода /26/.

В коксе, отлагающемся на катализаторе крекинга, всегда находится сера, количество которой определяется видом используемого сырья, типом катализатора и условиями проведения процесса. При выжиге кокса на регенераторе сера выделятся в виде оксидов SOх, причем 90% - SO2 и 10% - SO3.

Снижение выбросов SOх достигается гидроочисткой сырья, очисткой дымовых газов регенерации катализатора, использованием специальных катализаторов или добавок, связывающих оксиды серы. В качестве компонентов для связывания оксидов серы используются различные формы оксидов алюминия, модифицированные оксиды магия, висмута, редкоземельных элементов, щелочноземельных элементов и др. Входящие в состав катализатора оксиды металла взаимодействуют с оксидами серы, образуя сульфаты, которые, попадая вместе с регенерированным катализатором в восстановительную среду реактора, разлагаются с образованием H2S и MeO.

Сокращение выбросов SО2 при сжигании топлива также достигается переходом на низкосернистое топливо (природный газ, низкосернистая нефть), удалением соединений серы.

Для снижения выбросов оксидов азота необходимо модифицировать процесс сжигания топлива, понижая максимальную температуру пламени и ограничивая избыток воздуха.

На установке каталитического крекинга с целью снижения выбросов оксидов углерода необходимо внедрить схему дожига окиси углерода при регенерации катализатора за счет введения в систему «промотора» - катализатора, способствующего окислению углерода в двуокись /27/.

Кроме этого, на заводах проектируются форсунки, обеспечивающие хорошее смешение с воздухом, внедряются системы контроля над полнотой сгорания топлив и т.д.

В последнее время на НПЗ стали использоваться газо-мазутные горелки с акустическим излучателем, ультразвуковые форсунки, что позволяет получить значительный экономичный и экологический эффект - снижается шум и объем вредных выбросов в атмосферу.

С целью защиты воздушного бассейна необходимо предусмотреть освобождение установки при подготовках к ремонту от углеводородных газов и паров нефтепродуктов в закрытую систему сброса горючих газов на факел.

Неутилизированные отходы на установке каталитического крекинга представляют собой песок, пропитанный нефтепродуктами, полученный при уборке разливов нефтепродуктов, промасленную ветошь, изношенные одежду и обувь, изношенный прокладочный материал, шланги и т.д. Для этих отходов на установке оборудуется специальная бетонная емкость, из которой периодически отходы вывозятся на специальную свалку. Отработанный алюмосиликатный катализатор отвозится на кирпичный завод или дорожно-строительные предприятия.

Количество потребляемой воды на установке можно понизить за счет повторного использования, применяя ее сначала для охлаждения легких фракций, потом - тяжелых, т.к. тяжелые фракции могут выводиться с установки с более высокой температурой по сравнению с легкими. Для увеличения качества оборотной воды нужно усовершенствовать конструкцию градирен, внедряя градирни фирмы «Nema Warmetauscher» (Германия).

Все промышленные и бытовые сточные воды с установки по системам канализации отводятся на сооружения механической очистки, для извлечения нефтепродуктов и механических примесей, а также на сооружение полной биологической очистки. Кроме этого, на установке каталитического крекинга внедрен блок локальной очистки сульфидсодержащих стоков /25/.

Для исключения попадания дождевых и талых вод на площадку установки и разлитых нефтепродуктов за пределы установки территорию самой установки ограждают бордюром.

Потери нефтепродуктов на установках топливно-химического блока НПЗ в основном связаны с потерями легких углеводородов (С1 - С5), при подготовке аппаратов к ремонту, пуску и остановке установки. В связи с этим необходимо иметь линию сброса газа с подогревом в топливную сеть НПЗ или на факельное хозяйство.

Освобождение от жидких нефтепродуктов при подготовке аппаратов к ремонту и при отборе проб осуществляется через герметично-закрытый дренажный коллектор в заглубленные емкости.

Таким образом, существует несколько вариантов снижения загрязнения окружающей среды:

          герметизация оборудования и трубопроводов, что позволяет снизить газообразные выбросы и потери нефтепродуктов;

          совершенствование насосов, которое уменьшит потери нефтепродуктов;

          внедрение аппаратов воздушного охлаждения, что позволит снизить не только расход потребляемой воды, но и жидкие отходы производства.

Итак, проблемы окружающей среды связаны с экономическими вопросами, поскольку предприятие не обладает достаточным капиталом для реализации вышеупомянутых задач, а также для ремонта либо модернизации оборудования.

Однако решение экологических проблем сталкивается и с еще одним немаловажным препятствием - отсутствием необходимого сегодня экологического воспитания населения, низким уровнем экологической культуры преобладающего числа руководителей предприятий.

ЗАКЛЮЧЕНИЕ

В данном курсовом проекте разработана поточная схема НПЗ мощностью 12млн. т в год Ольховской нефти, позволяющая получить глубину переработки на уровне 89,93% (при плане 80 %) и выход нефтехимических продуктов 7,08% (при плане 5 %). Кроме этого, в курсовом проекте приведен расчет основных аппаратов (реактора, колонны разделения продуктов крекинга, емкости орошения) установки каталитического крекинга мощностью 996000т/год и материальный баланс установок и топливно-химического блока НПЗ в целом.

Глубина переработки нефти обеспечена за счет применения установок гидрокрекинга и каталитического крекинга.

вакуумный дистилляторов нефть поточный

СПИСОК ИСПОЛЬЗОВАННЫХ ЛИТЕРАТУРНЫХ ИСТОЧНИКОВ

1. Азев В.С., Лебедев С.Р. и др. Улучшение качества автомобильных бензинов и дизельных топлив. - ХТТМ, № 5, 1998.

. Максимов С.В., Калошин А.И. и др. Модернизация вакуумной колонны установки АВТ-6. - ХТТМ, № 4, 2000.

. Левинтер М.Е., Ахметов С.А. Глубокая переработка нефти. - М.: Химия, 1992. - 223с.

. Левинбук М.И., Каминский Э.Ф. О некоторых проблемах российской переработки. - ХТТМ, № 2, 2000.

. Моисеев В.М., Гурдин В.И. и др. Направления развития производства топливной продукции. - ХТТМ, № 3, 2000.

. Кособоков Э.М., Березинец П.А. К разработке стратегии энергосбережения на предприятиях нефтепереработки. - ХТТМ, № 1, 2001.

. Кильтау В.А., Сычев В.Б. и др. Проведение энергосберегающей политики и повышение эффективности использования энерготехнических ресурсов на нефтеперерабатывающем производстве. - Нефтепереработка и нефтехимия, № 8, 2000.

. Рудяк К.Б., Мусиенко Г.Г. и др. Реконструкция вакуумных блоков установок АВТ. - ХТТМ, № 5, 2000.

. Томин В.П., Корчевин Н.А. и др. Ингибитор коррозии для защиты оборудования. - ХТТМ, № 3, 2000.

. Нефти восточных районов. Справочник. - М.: Химия, 1967. - 670 с.

. Проскуряков В.А., Драбкин А.Е. (под ред.) Химия нефти и газа. - Л.: Химия, 1989. - 424с.

. Корж А.Ф. Топливно-химический блок НПЗ / Методические указания…/. Новополоцк: ПГУ, 2000. - 25с.

. Корж А.Ф. Технологический расчет лифт-реактора установки каталитического крекинга с применением ЭВМ. - Методические указания для курсового и дипломного проектирования по курсу «ТПНГ» для студентов специальности 2504. - Новополоцк: ПГУ, 1994.

. Корж А.Ф., Яско Л.С. Методические указания по использованию ЭВМ при расчете коэффициента теплопередачи при выполнении курсовых проектов по курсу «ТПНГ» для студентов специальности 0801. - Новополоцк: НПИ, 1984. - 8с.

. Сарданашвили А.Г., Львова А.И. Примеры и задачи по технологии переработки нефти и газа. - М.: Химия, 1980. - 256с.

. Эмирджанов Р.Т., Лемберанский Р.А. Основы технологических расчетов в нефтепереработке и нефтехимии. - М.: Химия, 1989. - 191с.

. Скобло А.И., Трегубова И.А. и др. Процессы и аппараты нефтеперерабатывающей и нефтехимической промышленности. - М.: Химия, 1982. - 583с.

. Танатаров М.А., Ахметшина М.Н. и др. Технологические расчеты установок переработки нефти. - М.: Химия, 1987. - 352с.

. Павлов К.Ф., Романков П.Г. и др. Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии. - Л.: Химия, 1987. - 575с.

. Кузнецов А.А., Кагерманов С.М. и др. Расчеты процессов и аппаратов нефтеперерабатывающей промышленности. - Л.: Химия, 1974. - 344с.

. Корж А.Ф., Хорошко С.И. Установка первичной переработки нефти / Методические указания…/. - Новополоцк: ПГУ, 2000. - 32с.

. Смидович Е.В. Технология переработки нефти и газа / Часть 2. - М.: Химия, 1980. - 328с.

. Корж А.Ф. Методические указания по курсу ТПНГ. Технологический расчет реактора установки гидрокрекинга с применением ЭВМ. -Новополоцк: НПИ, 1993. - 8с.

. Корж А.Ф. Методические указания по курсу «Технология нефти и газа». Технологический расчет реакторов каталитического риформинга бензиновых фракций с применением ЭВМ. -Новополоцк: НПИ, 1992. - 12с.

. Егоров А.К. Охрана воздушного и водного бассейнов. - ХТТМ, №5, 2000.

. Комаров С.И. Мероприятия, направленные на снижение выбросов в атмосферу. - Нефтепереработка и нефтехимия, №11, 2000.

. Микита В.П., Чудаков В.М. Охрана окружающей среды - приоритетная задача омских нефтепереработчиков. - Нефтепереработка и нефтехимия, №8, 2000.

переработки нефти и газа. - М.: Химия, 1983. - 128с.

. Ткачев С.М. Учебно-методическое пособие по курсу «ТПНГ» Тенденции развития процесса каталитического крекинга. - Новополоцк: НПИ, 1992. - 36с.

. Дюрик Н.М., Заяшников Е.Н. Реконструкция установки каталитического крекинга - важнейший этап модернизации нефтеперерабатывающего завода. Нефтепереработка и нефтехимия, №9, 2000.

. Соляр Б.З., Глазов Л.Ш. и др. Модернизация установки каталитического крекинга в составе комплекса ГК - 3. - ХТТМ, №3, 2000.