Расчет нефтехимического блока переработки нефти и установки гидроочистки

СОДЕРЖАНИЕ ВВЕДЕНИЕ

1. ХАРАКТЕРИСТИКА НЕФТИ, ФРАКЦИЙ И ИХ ПРИМЕНЕНИЕ

1.1 Характристика нефти

1.2 Характеристика газов

1.3 Характеристика бензиновых фракций и их применение

1.4 Характеристика дизельных фракций и их применение

1.5 Характеристика вакуумных (масляных) дистиллятов Зейской нефти и их применение

1.6 Характеристика остатков и их применение

2. ВЫБОР И ОБОСНОВАНИЕ ПОТОЧНОЙ СХЕМЫ ГЛУБОКОЙ ПЕРЕРАБОТКИ НЕФТИ

3. ВЫБОР И ОБОСНОВАНИЕ ТЕХНОЛОГИЧЕСКОЙ СХЕМЫ УСТАНОВКИ ГИДРООЧИСТКИ

4. РАСЧЁТ МАТЕРИАЛЬНОГО БАЛАНСА УСТАНОВКИ ГИДРООЧИСТКИ ДИЗЕЛЬНОГО ТОПЛИВА

4.1 Исходные данные для расчёта

4.2 Результаты расчёта программы «Гидроочистка»

5. РАСЧЁТ ТЕПЛООБМЕННИКОВ ПОДОГРЕВА СЫРЬЯ

5.1 Определение температуры на выходе из теплообмееника

5.2 Определение среднего температурного напора в теплообменнике

6. РАСЧЁТ РЕАКТОРНОГО БЛОКА

6.1 Материальный баланс реактора гидроочистки

6.2 Тепловой баланс реактора

6.3 Расчёт объёма катализатора в реакторе

6.4 Расчёт геометрических размеров реактора

7. РАСЧЁТ СЕПАРАТОРОВ

7.1 Расчёт горячего сепаратора С-1

7.2 Расчёт холодного сепаратора С-2

8. РАСЧЁТ ФРАКЦИОНИРУЮЩЕЙ КОЛОННЫ

8.1 Расчёт доли отгона на входе в колонну

8.2 Расчёт доли отгона в ёмкости орошения колонны

8.3 Расчёт температуры вверху колонны

8.4 Определение температуры низа колонны

8.5 Расчёт теплового баланса колонны

8.6 Расчёт диаметра колонны

8.7 Расчёт высоты колонны

9. РАСЧЁТ ПОЛЕЗНОЙ ТЕПЛОВОЙ НАГРУЗКИ ТРУБЧАТОЙ ПЕЧИ

10. РАСЧЁТ ПРОДУКТОВЫХ ХОЛОДИЛЬНИКОВ

11. РАСЧЁТ МАТЕРИАЛЬНОГО БАЛАНСА УСТАНОВОК И БЛОКА В ЦЕЛОМ

11.1 Расчёт материального баланса установки АВТ

11.2 Расчёт материального баланса установки изомеризации

11.3 Расчёт материального баланса битумной установки

11.4 Расчёт материального баланса установки каталитического риформинга

11.5 Расчёт материального баланса установки каталитического крекинга

11.6 Расчёт материального баланса установки гидрокрекинга

11.7 Материальный баланс установки ART

11.8 Расчёт материального баланса установки АГФУ

11.9 Расчёт материального баланса установки алкилирования

11.10 Расчёт материального баланса установки получения ДИПЭ

11.11 Расчёт материального баланса установки гидроочистки ДТ

11.12 Расчёт материального баланса установки получения серной кислоты

11.13 Расчёт материального баланса установки пиролиза

11.14 Расчёт материального баланса ГФУ

11.15 Расчёт материального баланса установки получения и концентрирования водорода

11.16 Расчёт материального баланса установки получения МТБЭ

11.17 Расчёт материального баланса установки экстракции ароматических углеводородов

11.18 Расчёт материального баланса установки ректификации суммарной ароматики

11.19 Расчёт материального баланса установки «Таторей»

11.20 Расчёт материального баланса блока получения товарного пара-ксилола

11.21 Расчёт материального баланса установки гидроконверсии ВГ

11.22 Расчёт материального баланса топливно-химического блока в целом

12. ОХРАНА ОКРУЖАЮЩЕЙ СРЕДЫ НА УСТАНОВКЕ

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. ХАРАКТЕРИСТИКА НЕФТИ, ФРАКЦИЙ И ИХ ПРИМЕНЕНИЕ

1.1 Характристика нефти

Данные о Зейской нефти взяты в справочной литературе. Показатели качества нефти представлены в таблицах 1.1 и 1.2.

Таблица 1.1 — Потенциальное содержание фракций в Зейской нефти

Таблица 1.2 —показатели качества Зейской нефти

Согласно ГОСТ Р 51 858−2002 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 метили этилмеркаптанов — 48 ppm;

содержание сероводорода — 29 ppm.

Шифр нефти: 3.2.3.2 ГОСТ Р 51 858−2002.

1.2 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

1.3 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

1.4 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

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

1.6 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. 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

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. 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 °C 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.

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. 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.

Технологические параметры прцесса: давление в реакторе 4 МПа, температура на входе в реактор 350 °C, объёмная скорость подачи сырья 1,7 ч-1, глубина обессеривания 99,6% (масс.), кратность циркуляции водородсодержащего газа к сырью ?=200 нм3/м3.

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

4.1 Исходные данные для расчёта

1. Производительность установки по сырью G=1 828 950,261 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. Содержание непредельных углеводородов 10% (масс.) на сырьё.

3. Целевым продуктом установки является экологически чистое дизельное топливо с содержанием серы 0,005%масс. или 50ppm.

4. Гидроочистка проводится на алюмокобальтмолибденовом катализаторе, кратность циркуляции водородсодержащего газа к сырью ?=200 нм3/м3.

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

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.

4.2 Результаты расчёта программы «Гидроочистка»

Результаты расчёта представлены в таблице 4.1.

Таблица 4.1 — Материальный баланс установки гидроочистки ДТ

5. РАСЧЁТ ТЕПЛООБМЕННИКОВ ПОДОГРЕВА СЫРЬЯ

5.1 Определение температуры на выходе из теплообмееника

Для определения температуры необходимо составить тепловой баланс теплообменника.

Из реактора продуктовая смесь выходит при температуре 389С. В теплообменнике она охлаждается до температуры 200С. Сырьё поступает в теплообменник с температурой 30С. Расход газо-продуктовой смеси из реактора 247 179 кг/ч (табл. 6.2), расход сырья 224 203 кг/ч (табл. 6.2).

Gc•()=Gгпс•(),

где Gc — расход сырья, кг/ч;

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

— энтальпия сырья при температуре t, кДж/кг;

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

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

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

— энтальпия газо-продуктовой смеси при температуре 389 °C (на входе в теплообменник).

Энтальпию сырья при температуре 30 °C (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+0,59•Т2)•(4-)-308,99,

=1193,38 кДж/кг,

=714,84 кДж/кг.

Принимаем tср. м полученного бензина равной 95 °C. 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+0,59•Т2)•(4-)-308,99,

=1260,66 кДж/кг,

=760,69 кДж/кг.

Принимаем состав сухого газа в масс. долях:

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=177С (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),

R=(tН?-tК?)/(tК-tН),

где tК, tН — конечная и начальная температуры холодного теплоносителя, °С;

tН?, tК? — начальная и конечная температура горячего теплоносителя.

Тогда:

Р=(270−30)/(389−30)=0,67,

R=(389−200)/(270−30)=0,79.

По графику 11: =0,5.

Следовательно: ?tср=89С или 362К.

Определим количество тепла передаваемого в теплообменнике:

Q=GГПС•(-)=247 179 (1259,03−740,46)=35,61 МВт.

Коэффициент теплопередачи принимаем К=250 Вт/(м2•К).

Рассчитываем необходимую площадь теплообмена по формуле:

F=Q/(K•?tср).

Следовательно:

F=35,61/(250•89)=1600,45 м².

Предварительно принимаем теплообменник кожухотрубчатый двухходовой, с диаметром кожуха D=1200 мм, трубами 202 мм, 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:

щт=GС/(Sт•)=224 203/(0,135•752,7)=0,61 м/с.

Скорость потока в межтрубном пространстве:

щмт=GГПС/(Sмт•)=1,2 м/с

Скорость потока удовлетворяет условиям теплопередачи.

Необходимое количество теплообменников:

n=Fобщ/Fтеплобмена=1600,45/514=3 шт.

6. РАСЧЁТ РЕАКТОРНОГО БЛОКА

6.1 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

Средняя молярная масса ЦВСГ Мц равна:

кг.

Расход циркулирующего ВСГ, % масс. на 100 кг сырья:

где =200 кратность циркуляции ВСГ, нм3/м3;

с=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

6.2 Тепловой баланс реактора

Уравнение теплового баланса реактора гидроочистки можно записать так:

QC+QЦ+QS+QГ.Н.=? QCМ.

где QC, QЦ — тепло, вносимое в реактор со свежим сырьём и ЦВСГ;

QS, 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+ДS•qS+ДCН•qН=G•c•t,

t=t0+(ДS•qS+ДCН•qН)/(G•c).

где G — суммарное количествореакционной смеси, % (масс.);

с — средняя теплоёмкость реакционной смеси, кДж/(кг•К);

ДS, ДCН — количество серы и непредельных, удалённых из сырья, % (масс.);

t, t0 — температура на выходе из реактора и при удалении серы ДS, °С;

qS, qН — тепловые эффекты гидрирования сернистых и непредельных соединений, кДж/кг.

Определим численные значения всех членов, входящих в уравнение.

1. При оптимизации t0 учитывают следующие два фактора, действующих в противоположных направлениях: с повышением t0 уменьшается загрузка катализатора, которая требуется для достижения заданной глубины обессеривания ДS, 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.

2. Суммарное количество реакционной смеси на входе в реактор составляет 2 016 983,361 т/год (см. таблицу 6.2).

3. Количество серы, удалённое из сырья, ДS=1,3% (масс.). Глубину гидрирования непредельных углеводородов можно принять равной глубине обессеривания: ДCН=CН•0,996=10•0,996=9,96% (масс.).

4. Количество тепла, выделяемое при гидрогенолизе сернистых соединений (на 100 кг сырья) при заданной глубине обессеривания, равной 0,996, составит :

QS=? qSi•gSi,

где qSi — тепловые эффекты гидрогенолиза отднльных сероорганических соединений, кДж/кг [6];

gSi — количество разложенных сероорганических соединений, кг (при расчёте на 100 кг сырья оно численно равно содержанию отдельных сероорганических соединений в % масс.).

Таким образом:

QS=0,32 625•2100+0,32 625•3810+0,32 625•5060+0,32 125•8700=6373,838 кДж.

5. Количество тепла, выделяемое при гидрировании непредельных углеводородов, равно 126 000 кДж/моль. Тогда:

QН=ДCН•qН/М=9,96•126 000/202,7=6191,219 кДж.

6. Среднюю теплоёмкость ЦВСГ находим на основании данных по теплоёмкости отдельных компонентов [6], таблица 6.3:

Таблица 6.3 — Теплоёмкость индивидуальных компонентов

Теплоёмкость ЦВСГ можно найти по формуле:

сЦ=? сРi•yi,

где сРi — теплоёмкость отдельных компонентов с учётом поправок на температуру и давление, кДж/(кг•К);

yi — 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 °C 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]:

ДI•M/ТКР=33;

ДI=(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).

8. 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:

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]:

VK=G?/щ,

где VK — объём катализатора в реакторе, м3;

G? — подача сырья в реактор, м3/ч;

щ — объёмная скорость подачи сырья, ч-1.

Объёмную скорость подачи сырья принимаем равной 1,7 ч-1.

Значение G? находим из соотношнния [6]:

G?=G/с,

где G — массовый расход сырья, кг/ч;

с — плотность сырья, кг/м3.

Тогда:

G?=224 203/845,3=265,23 м3/ч.

По известным данным находим объём катализатора:

VK=265,23/1,7=156 м3.

6.4 Расчёт геометрических размеров реактора

Принимаем соотношение высоты реактора к диаметру 4:1 или Н=4•D. Реактор цилиндрический с аксиальным вводом сырья.

VP =р•D2•H/4=р•D3.

Диаметр реактора равен:

D=(VК/р)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 350С;

температура выхода газо-продуктовой смеси 389С;

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.

7.1 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

Результаты расчёта представлены в таблицах 7.2 и 7.3.

Иcxoдныe дaнныe:

Pacxoд нeфти или фpaкции G= 247 179 Kг/чac

Дaвлeниe пpи oднoкpaктнoм иcпapeнии P= 2600 KПa

Teмпepaтуpa oднoкpaтнoгo иcпapeния T= 200 ^C

Peзультaты pacчeтa:

Maccoвaя дoля oтгoнa пapoв e1= .1 242 972 761 392 593

Moльнaя дoля oтгoнa пapoв e= .6 896 399 855 613 708

Moлeкуляpнaя мacca иcxoднoй cмecи Mi= 64.555 908 203 125

Moлeкуляpнaя мacca жидкoй фaзы Ml= 182.1 454 772 949 219

Moлeкуляpнaя мacca пapoвoй фaзы Mp= 11.63 523 483 276 367

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;

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

U — 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.

Тогда диаметр сепаратора будет равен:

;

м.

Выбираем стандартную обечайку d=1,0 м, тогда Н=4 м.

7.2 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:

Pacxoд нeфти или фpaкции G= 30 723.671875 Kг/чac

Дaвлeниe пpи oднoкpaктнoм иcпapeнии P= 2400 KПa

Teмпepaтуpa oднoкpaтнoгo иcпapeния T= 40 ^C

Peзультaты pacчeтa:

Maccoвaя дoля oтгoнa пapoв e1= .7 791 038 155 555 725

Moльнaя дoля oтгoнa пapoв e= .9 778 401 255 607 604

Moлeкуляpнaя мacca иcxoднoй cмecи Mi= 11.63 536 834 716 797

Moлeкуляpнaя мacca жидкoй фaзы Ml= 115.9 591 293 334 961

Moлeкуляpнaя мacca пapoвoй фaзы Mp= 9.270 566 940 307 617

.

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 223 242,1592 кг/ч (сырьём колонны является жидкая фаза «горячего» и «холодного» сепараторов). Расстояние между тарелками 500 мм.

8.1 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:

Pacxoд нeфти или фpaкции G= 223 242.15625 Kг/чac

Дaвлeниe пpи oднoкpaктнoм иcпapeнии P= 250 KПa

Teмпepaтуpa oднoкpaтнoгo иcпapeния T= 240 ^C

Peзультaты pacчeтa:

Maccoвaя дoля oтгoнa пapoв e1= 8.1 324 011 087 4176E-002

Moльнaя дoля oтгoнa пapoв e= .1 890 700 310 468 674

Moлeкуляpнaя мacca иcxoднoй cмecи Mi= 179.388 946 533 203

Moлeкуляpнaя мacca жидкoй фaзы Ml= 202.8 260 650 634 766

Moлeкуляpнaя мacca пapoвoй фaзы Mp= 77.935 363 769 531

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:

Pacxoд нeфти или фpaкции G= 4986.56 005 859 375 Kг/чac

Pacxoд вoдянoгo пapa Z= 0 Kг/чac

Плoтнocть ocтaткa P19= 980 Kг/M³

Дaвлeниe пpи oднoкpaктнoм иcпapeнии P= 200 KПa

Teмпepaтуpa oднoкpaтнoгo иcпapeния T= 35 ^C

Peзультaты pacчeтa:

Maccoвaя дoля oтгoнa пapoв e1= .6 278 173 327 445 984

Moльнaя дoля oтгoнa пapoв e= .8 946 100 473 403 931

Moлeкуляpнaя мacca иcxoднoй cмecи Mi= 29.31 504 440 307 617

Moлeкуляpнaя мacca жидкoй фaзы Ml= 103.525 032 043 457

Moлeкуляpнaя мacca пapoвoй фaзы Mp= 20.5 726 432 800 293

8.3 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

Температура вверху колонны определяется по уравнению изотермы паровой фазы [13]:

где — молярная доля i-того компонента в смеси углеводородов, включая орошение;

ki — константа фазового равновесия i-того компонента, определяется по формуле:

где pi — давление насыщенных паров i-того компонента;

p — 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

За температуру верха примем температуру, равную Тверх=125°С. f (Т)=5,3 865.

8.4 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:

p=250+0,75•10=258 кПа.

Расчёт температуры внизу колонны приведён в таблице 8.10:

Таблица 8.10 — Определение температуры внизу колонны

За температуру низа примем температуру, равную Тниз=292°С. f (Т)=2,609 395.

8.5 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.

1. Теплота, вносимая сырьевым потоком:

Q1=Gc•[e•H240п+(1-е)•Н240ж]/3600,

где Gc — расход сырья на входе в колонну, кг/ч;

е — доля отгона паровой фазы;

H240п и Н240ж — энтальпии паровой и жидкой фаз при температуре ввода в колонну.

H240п=b•(4−1515)-308,99,

где b=(129,58+0,134•Т+0,59•Т2);

1515 — относительная плотность нефтепродукта рассчитывается по преобразованной формуле Крэга [13]:

1515=1,03•М/(44,29+М),

где М — молярная масса паровой фазы на входе в колонну.

1515=1,03•77/(44,29+77)=0,6539.

H240п=353,71•(4−0,6539)-308,99=874,6 кДж/кг.

Н240ж=а/(1515)0,5,

где а=(0,0017•Т2+0,762•Т-334,25);

1515 — относительная плотность нефтепродукта, рассчитывается по преобразованной формуле Крэга [13]:

1515=1,03•М/(44,29+М),

где М — молярная масса жидкой фазы на входе в колонну.

1515=1,03•203/(44,29+203)=0,8455.

Н240ж=503/(0,8455)0,5=547,0 кДж/кг.

Q1=223 242,15625•[0,0813•874,6+(1−0,0813)•547,0]/3600=35 572,0 кВт.

2. Теплота, вносимая орошением:

Q2=Gорошения•Н35ж/3600,

где Gорошения — расход орошения с учётом кратности, кг/ч;

Н35ж — энтальпия орошения при температуре 35 °C.

Н35ж=а/(1515)0,5,

где а=(0,0017•Т2+0,762•Т-334,25);

1515 — относительная плотность нефтепродукта расчитывается по преобразованной формуле Крэга [13]:

1515=1,03•М/(44,29+М),

где М — молярная масса орошения.

1515=1,03•104/(44,29+104)=0,7224.

Н35ж=61,21/(0,7224)0,5=72,0 кДж/кг.

Q2=(1855,9109•3•72,0)/3600=111,4 кВт.

3. Теплота, уходящая с верхним продуктом:

Qух 1=(Gдист.+Gор.)•Н125п/3600,

где Gдист. — расход дистиллята, кг/ч;

Н125п — энтальпия паровой фазы при температуре верха колонны.

H125п=b•(4−1515)-308,99,

где b=(129,58+0,134•Т+0,59•Т2);

1515 — относительная плотность нефтепродукта рассчитывается по преобразованной формуле Крэга [13]:

1515=1,03•М/(44,29+М).

1515=1,03•29,3/(44,29+29,3)=0,4101.

H125п=276,62•(4−0,4101)-308,99=684,0 кДж/кг.

Qух 1=(Gдист.+Gор.)•Н125п/3600=(4986,5601+1855,9109•3)•684,0/3600=1300,1 кВт.

4. Теплота, уходящая с фракцией 180−360°С:

Qух 2=Gфр.•Н292ж/3600,

где Gфр. — расход фракции 180−360°С, кг/ч;

Н292ж — энтальпия жидкой фазы при температуре куба колонны.

Н292ж=а/(1515)0,5,

где а=(0,0017•Т2+0,762•Т-334,25);

1515 — относительная плотность нефтепродукта расчитывается по формуле [13]:

1515=420+5б=0,8453+0,356=0,84 886.

Н292ж=637,77/(0,84 886)0,5=692,2 кДж/кг.

Qух 2=218 255,5938.•692,2/3600=41 965,7 кВт.

5. По дебалансу теплоты определяем количество теплоты, подводимой «горячей струёй».

Qприход=35 572,0+111,4=35 683,4 кВт.

Qуход=1300,1+41 965,7=43 265,8 кВт.

Qуход-Qприход=43 265,8−35 683,4=7582,4 кВт.

С помощью программы «Oil» расчитаем долю отгона паров в печи:

Иcxoдныe дaнныe:

Pacxoд нeфти или фpaкции G= 218 255.59375 Kг/чac

Дaвлeниe пpи oднoкpaктнoм иcпapeнии P= 258 KПa

Teмпepaтуpa oднoкpaтнoгo иcпapeния T= 315 ^C

Peзультaты pacчeтa:

Maccoвaя дoля oтгoнa пapoв e1= .5 922 557 711 601 257

Moльнaя дoля oтгoнa пapoв e= .6 275 001 168 251 038

Moлeкуляpнaя мacca иcxoднoй cмecи Mi= 202.6 910 400 390 625

Moлeкуляpнaя мacca жидкoй фaзы Ml= 221.8 687 286 376 953

Moлeкуляpнaя мacca пapoвoй фaзы Mp= 191.306 640 625

Q3=G•[e•H315п+(1-е)•Н315ж]/3600,

где G — расход «горячей струи», кг/ч;

е — доля отгона паровой фазы;

H315п и Н315ж — энтальпии паровой и жидкой фаз.

H315п=b•(4−1515)-308,99,

где b=(129,58+0,134•Т+0,59•Т2);

1515 — относительная плотность нефтепродукта рассчитывается по преобразованной формуле Крэга [13]:

1515=1,03•М/(44,29+М).

1515=1,03•191/(44,29+191)=0,8361.

H315п=412,415•(4−0,8361)-308,99=995,8 кДж/кг.

Н315ж=а/(1515)0,5,

где а=(0,0017•Т2+0,762•Т-334,25);

1515 — относительная плотность нефтепродукта, рассчитывается по преобразованной формуле Крэга [13]:

1515=1,03•М/(44,29+М).

1515=1,03•222/(44,29+222)=0,8587.

Н315ж=700,315/(0,8587)0,5=755,7 кДж/кг.

G=Q3· 3600/[e•H315п+(1-е)•Н315ж]=7582,4·3600/[0,59•995,8+(1−0,59)•755,7]=

=30 418,9 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

8.6 Расчёт диаметра колонны Молярный расход паров в зоне ввода сырья (берём из расчёта доли отгона на входе в колонну стабилизации):

Nввод=235,7437/3600=0,065 кмоль/с.

Молярный расход паров вверху колонны (берём из таблицы 8.8):

Nверх=223,8841/3600=0,062 кмоль/с.

Молярный расход паров внизу колонны:

Nниз=30 418,9/(191•3600)=0,044 кмоль/с, где 30 418,9 — расход горячей струи, кг/ч;

191 — 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];

сП — плотность паров в нижей части колонны:

сП===10,56 кг/м3 (где VП — объёмный расход паров внизу колонны, м3/с; 30 418,9 — расход «горячей струи», кг/ч);

сж — средняя плотность жидкости в нижней части колонны при средней температуре в нижней части колонны: (240+292)/2=266°С. Рассчитаем её:

с1515=(0,8455+0,84 886)/2=0,84 718,

с4266=с1515−5б-б•(266−20)=0,84 718−0,356−0,712•(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;

сП — плотность паров в верхней части колонны:

сП===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);

сж — средняя плотность жидкости в верхней части колонны при средней температуре в верхней части колонны: (250+125)/2=187,5°С. Расчитаем её: с1515=(0,8455+0,7224)/2=0,7840.

с4187,5=с1515−5б-б•(187,5−20)=0,7840−0,396−0,792•(187,5−20)=0,6474.

Площадь рабочего сечения тарелки:

S=VП/w=0,85/0,96=0,89 м².

Диаметр колонны:

D=1,13•=1,07 м.

Ближайший стандартный диаметр: D=1200 мм.

8.7 Расчёт высоты колонны

1. Высота тарельчатой части колонны:

Н1=НТ•(nТ-1)=0,5•(22−1)=10,5 м, где НТ — расстояние между тарелками, м;

nТ — число тарелок.

2. Высота верхней части колонны принимается равной (0,5…1)D, принимаем НВ=1 м.

3. Высоту эвапорационного пространства в месте ввода сырья и конического перехода принимаем равной НЭ=2 м.

4. Высота эвапорационного пространства внизу колонны НЭН=1,5 м.

5. Высота куба колонны составляет: НК=3 м.

6. 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 30 418,9 кг/ч, температура на входе в печь 292С, температура на выходе из печи 315С, 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.

H315г.с.=H315п· eг.с.+H315ж·(1-eг.с.)=995,8·0,59+755,7·(1−0,59)=897,359 кДж/кг.

Gс=30 418,9 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=218 255,5964 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/(м2К).

Тепловая нагрузка аппарата составляет

Q=G•(H90-H40)=218 255,5964•(186,2−78,95)=6,5 МВт.

Среднелогарифмическая разность температур охлаждаемого продукта и воздуха:

tн=90°С tк=40°С

t2=60°С t1=25°C

tб=30°С tм=15°С

°С.

Поверхность теплообмена холодильника находим по формуле:

м2.

Примем трехсекционный аппарат типа АВГ 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:

n=7509/1263=6

Расход воздуха для одного аппарата (Gв) определяем из теплового баланса аппарата [11]: Gб•(H90-H40)=Gв•(Ср•t2-Cp•t1).

Следовательно:

Q=Gв•(Ср•t2-Cp•t1).

Значения теплоемкости воздуха при температурах t1 и t2 находим по таблице.

Тогда:

=666 438,8 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: 6 000 000−6 000 000•0,008=5 952 000 т/г.

11.1 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

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

11.3 Расчёт материального баланса битумной установки