Проектирование установки гидроочистки вакуумного газойля мощностью 2,4 млн т/год по сырью с применением модифицированного алюмокобальтникельмолибденового катализатора

Заказать работу

СОДЕРЖАНИЕ

Введение

3

1 Литературный обзор

4

2 Технико-экономическое обоснование

7

3 Физико-химические основы процесса

8

4 Описание технологической схемы

10

5 Расчетная часть

13

5.1 Материальный баланс установки гидроочистки вакуумного газойля

5.1.1 Выход гидроочищенного сырья

5.1.2 Расход водорода на гидроочистку

5.1.3 Материальный баланс установки

5.1.4 Расчет объема катализатора

5.1.5 Материальный баланс реактора

14

14

14

19

20

21

5.2 Тепловой баланс

23

5.3 Конструктивный расчет основного аппарата

5.3.1 Расчет размеров аппарата

5.3.2 Гидравлический расчет

5.3.3 Подбор крышки и днища

5.3.4 Расчет штуцеров

5.3.5 Механический расчет

5.3.6 Расчет массы аппарата

29

29

30

33

33

33

34

Заключение

36

Список использованных источников

37

ВВЕДЕНИЕ

В связи с необходимостью переработки сернистых и высокосернистых нефтей технология переработки должна включать гидрогенизационные процессы очистки нефтепродуктов от серы и других вредных примесей (в том числе в процессе каталитического крекинга).

Задачей, стоящей перед нефтехимическими предприятиями, является углубление переработки нефти и газа. В соответствии с [1,2] сектор переработки нефти и газа нужно интенсивно развивать за чет создания интегрированного нефтегазохимического комплекса с целью удовлетворения отечественными нефтеперерабатывающими заводами потребности страны в топливе высокого качества.

Возник вопрос, что лучше подвергать очистке: продукты крекинга или исходное сырье. В процессе эксплуатации установок на отечественных и зарубежных предприятиях была показана некоторая экономическая эффективность от предварительной гидроочистки сырья [3]. Поэтому возникла идея создания комбинированных установок, в составе которых наряду с каталитическим крекингом имеется секция гидроочистки сырья.

Комбинирование ряда процессов позволило оптимально использовать тепло технологических потоков.

Актуальность планируемой работы, состоит в том,что в настоящее время ужесточаются требования к содержанию серы в различных видах моторного топлива. Данная курсовая работа нацелен на решение этой задачи с достижением стандартов Евро-4 и евро-5.

Цель нашего проекта заключается в выборе наиболее оптимального катализатора для процесса гидроочистки вакуумного газойля.

В данной курсовой работе предлагаем внести метод гидроочистки вакуумного газойля путем использования модифицированного кобальтникельмолибденового катализатора процессов гидрообессеривания с заявленной глубиной гидроочистки 99%.

Предлагаемое нами новшество позволяет снизить содержание серы в сырье с 1,6 до 0,016% мас. и, следовательно, улучшить качество продуктов каталитического крекинга.

Практическая значимость вводимого новшества заключается в том, что оно наиболее прогрессивно, так как при его использовании увеличивается глубина гидрообессеривания до 99% что повышает экономическую эффективность процесса каталитического крекинга.

Таким образом, выбранный нами способ осуществления технологического процесса является наиболее целесообразным.

1 Литературный обзор

Процесс гидроочистки основан на реакциях гидрогенизации серосодержащих соединений, представленных в нефти меркаптанами, сульфидами, тиофенами с разрывом связи углерод-сера и насыщением ненасыщенных связей. Наряду с серосодержащими соединениями при гидроочистке гидрируется большое количество непредельных углеводородов, смол, азот- и кислородсодержащих органических соединений и разрушаются металлоорганические соединения, содержащиеся в тяжелых фракциях нефти, например, в вакуумных газойлях, используемых как сырье каталитического крекинга [4, 5].

Серосодержащие соединения в зависимости от своего строения при каталитическом гидрировании под давлением водорода превращаются в парафины, нафтены и ароматические углеводороды с выделением сероводорода.

Устойчивость серосодержащих соединений возрастает в ряду: меркаптаны < дисульфиды < сульфиды < тиофены.

С возрастанием молекулярной массы сернистых соединений скорость гидрообессеривания снижается.

Ниже приведены реакции гидрирования сернистых соединений в процессах гидроочистки на катализаторе [6]:

- свободная серы: S + H2 → H2S;

- меркаптаны: RSH + H2 → RH + H2S;

- сульфиды: RSR + 2H2 → RH + R’H + H2S;

- дисульфиды: RSSR’ + 3H2 → RH + R’H + 2H2S;

- тиофены: R CH CH + H2 → R CH CH2 CH3 + H2

CH CH CH3


S

Гидрирование азотсодержащих соединений сопровождается выделением аммиака. Они более устойчивы, чем сернистые и кислородсодержащие органические соединения. Кислородсодержащие соединения легко вступают в реакцию гидрогенизации, образуя соответствующие углеводороды и воду.

Наряду с гидрогенизацией серосодержащих соединений в условиях гидрообессеривания происходят разнообразные реакции углеводородов, сводящиеся к их разрушению и рекомбинации водорода. К таким реакциям относятся изомеризация парафинов и нафтенов и гидрирование непредельных углеводородов.

Наиболее устойчивые к гидрированию соединения – арены, которые при гидроочистке насыщаются в малых количествах или не реагируют с водородом вообще.

Условия проведения процесса гидроочистки зависят от фракционного и химического состава сырья, от необходимой глубины обессеривания, используемого катализатора и его состояния.

Кинетика процесса лучше всего изучена в отношении гидрогенолиза серосодержащих соединений. Скорость гидрогенолиза r в литературе описывается уравнением [7]:

r = kSn (1)

где k – константа скорости,

S – содержание серы в сырье, % мас.,

n – порядок реакции по углеводородам, содержащим серу.

Основные параметры, характеризующие гидроочистку, это температура, давление, объемная скорость, подачи сырья и кратность циркуляции водородсодержащего газа по отношению к сырью.

Температура. Скорость гидроочистки возрастает с повышением температуры, однако при этом снижается селективность катализатора в необходимых реакциях, увеличивается образование легких продуктов и закоксовывание катализатора.

Тяжелое, термически устойчивое сырье очищают при более низких температурах, нежели легкое сырье [4]. Наиболее целесообразно вести процесс при максимальной температуре, которая не вызывает отложение кокса на катализаторе, предел которой в зависимости от условий проведения процесса и характера сырья находится в пределах 350-450ºС. Во избежание закоксовывания катализатора нежелательно проводить гидроочистку при температуре выше 420 ºС.

Давление. Повышение давления увеличивает скорость реакций гидроочистки и уменьшает отложения кокса. Рабочее давление в зависимости от характеристик сырья и цели процесса – гидроочистка или гидрокрекинг – лежит в пределах 3-15 Мпа. Для процесса гидроочистки оптимальным является давление от 4 до 6 Мпа.

Объемная скорость подачи сырья. Объемная скорость оказывает явление не степень и селективность обессеривания, а также на соотношение скорости реакций гидроочистки и гидрокрекинга. Чем выше активность катализатора, тем с более высокой объемной скоростью подачи сырья модно вести процесс, поддерживая заданную глубину гидрообессеривания, поэтому с учетом принятой в проекте глубины обессеривания 99% оптимальной считается объемная скорость в пределах 1,2-5 м3/ч.

В качестве катализаторов гидрооблагораживания сернистых сернистых нефтепродуктов наибольшее распространение получили алюмокобальтмолибденовые и алюмоникельмолибденовые катализаторы, поскольку они обладают высокой активностью в разрыве связей C-S, C-N и C-O, в реакциях насыщения двойных связей в алкенах, низкой активностью в нежелательных реакциях крекинга, полимеризации и конденсации, высокой термостойкостью практически полным отсутствием чувствительности к каталитическим ядам.

Кратность циркуляции водородсодержащего газа. При повышении давления в системе при постоянном мольном отношении водород-сырье и других параметров процесса увеличивается скорость процесса:

- в жидкофазном процессе – за счет увеличения концентраций реагирующих компонентов;

- в газофазном – за счет повышения парциального давления водорода, что повышает скорость его диффузии через пленку жидкости к поверхности катализатора.

Кроме того, повышение парциального давления водорода замедляет реакции дегидрирования и коксообразования. В рассматриваемом процесса оптимальной считается кратность циркуляции водородсодержащего газа 500нм33.

2 Технико-экономическое обоснование

Павлодарская область имеет наиболее выгодное положение относительно нефтяных месторождений Западной Сибири, а так как эти нефти практически по всем технологическим характеристикам превосходят нефти Казахстана, следовательно, и их переработки экономически более целесообразна.

Выбор оптимального варианта размещения нефтехимического производства обуславливает необходимость проведения соответствующих расчетов экономической эффективности. Эти расчеты основываются на количественной оценке влияния нефтехимической промышленности в расчет необходимо включать все затраты, начиная от производства той или иной продукции и заканчивая доведением ее до потребителя.

Технико-экономическое обоснование размещения нефтехимической промышленности включает в себя вопросы выбора пункта и площадки строительства объекта.

Выбор удобных площадок для строительства предприятия изучают еще на стадии выбора пункта строительства. Для выбора площадки строительства завода основными исходными показателями служат: площадь застройки, суточный грузооборот предприятия, максимальный расход воды (в м3/ч), годовой и максимальный часовой расход электрической и тепловой энергии, суточный сброс сточных вод и их характеристика.

Проектируемая установка гидроочистки вакуумного газойля – составная часть комплексной установки каталитического крекинга КТ-1, которая является в настоящее время технически более совершенной установкой глубокой переработки нефти по топливному варианту [7]. В ее состав входят следующие блоки:

- вакуумной перегонки мазута;

- гидроочистки сырья каталитического крекинга;

- абсорбции и газофракционирования;

- очистки дымовых газов.

Комбинирование отдельных установок в единый технологический комплекс усложняет его эксплуатация, однако это окупается явными преимуществами комбинирования в сравнении с комплексом отдельных установок:

- сокращение площади строительства в 3 раза;

- снижение общих капиталовложений на 36,2%;

-сокращение численности обслуживающего персонала.

Необходимость введения в состав комбинированной установки КТ-1 блока гидроочистки сырья каталитического крекинга доказано отечественной и зарубежной практикой и подтверждается сравнением схем с гидроочисткой и без нее [3].

3 Физико-химические основы процесса

Гидроочистка – одноступенчатый процесс, проходящий в более мягких, в сравнении с гидрокрекингом, условиях. Процесс происходят в среде водорода и в присутствии катализатора при температуре 350-450ºС и давлении 4,5-6 МПа [4]. Гидроочистке подвергают различное сырье, как продукты первичной переработки нефти, так и продукты вторичных деструктивных процессов. При гидроочистке происходит разрушение серосодержащих органических и частично кислородсодержащих и азотистых соединений. Продукты деструкции, насыщаясь водородом, образуют сероводород, воду, аммиак и насыщенные или ароматические углеводороды. Гидроочистка – основной гидрооблагораживающий процесс в нефтепереработке [6].

За основу расчетов была взята установка гидроочистки вакуумного газойля ПНХЗ (цех №3 секция 100).

Установка гидроочистки вакуумного газойля входит в состав комплекса по глубокой переработке мазута КТ-1. Процесс гидроочистки вакуумного газойля необходим для улучшения качества дистиллятов посредством удаления серы, азота, кислорода, смолистых, непредельных соединений в среде водорода на катализаторах гидроочистки, состоящих из соединений никеля, кобальта, молибдена и других на алюмосиликатном носителе. При этом происходит целый ряд параллельных и последовательных реакций каталитического гидрогенолиза серосодержащих и азотистых органических соединений, гидрирования аренов и непредельных углеводорода, гидрокрекинга, гидроизомеризации, и другие.

Получение топлив улучшенного качества из высокосернистых нефтей возможно только при условии очистки соответствующих дистиллятов от серы.

Гидроочистка улучшает химическую стабильность моторных топлив, повышает качество масел, снижает коррозионную активность, улучшает цвет и запах нефтепродуктов.

Большинство реакций гидроочистки проходят с выделением тепла [7].

Самым главным аппаратом установки гидроочистки является адиабатический реактор. Его конструкция зависит от режима процесса: температура, гидравлическое сопротивление, кратность циркуляции ВСГ, объемная скорость подачи сырья и прочие параметры. Размеры и количество реакторов выбирают в зависимости от объема находящегося в реакторе катализатора и от производительности по сырью.

Скорость реакций гидроочистки зависит от химических и физических свойств сырья, особенностей катализатора, давления водорода, температуры, объемной скорости подачи сырья и других факторов [4]. Она является сложной функцией от каждого из перечисленных параметров, которые, в свою очередь, зависят друг от друга, поэтому полностью оценить роль во влиянии на процесс каждого параметра практически невозможно. Однако можно выделить наиболее важные факторы и выявить способы управления процессом через эти параметры.

После гидроочистки снижается содержание нежелательных примесей, коррозия заводского оборудования и загрязнение атмосферы.

Вакуумные газойли подвергают гидроочистке из-за необходимости облагораживания сырья каталитического крекинга и получения малосернистых котельных топлив.

Таким образом, предварительное гидрооблагораживание сырья каталитического крекинга дает возможность:

- исключить необходимость очистки товарных нефтепродуктов от серосодержащих веществ;

- повысить выход целевых продуктов процесса – пропан-пропиленовой фракции, бутан-бутиленовой фракции, автомобильного бензина;

-исключить влияние качества сырья на процесс, количество и качество продуктов гидроочистки;

-исключить очистку от серы газов регенерации катализатора без негативного влияния на атмосферу.

Существует еще один метод предварительной очистки сырья – кислотно-щелочная очистка.

Этот метод неэкономичен в связи с высоким расходом серной кислоты, а также неприемлем с экономической точки зрения, так как в процессе очистки образуется большое количество неутилизируемого кислого гудрона.

Гидроочистка нефтяных дистиллятов является распространенным процессом на предприятиях, занимающихся переработкой сернистых (0,51-2% мас.) и высокосернистых (свыше 2% мас.) нефти.

4 Описание технологической схемы

Основное количество вакуумного газойля поступает в емкость Е-106 с блока вакуумной ректификации мазута С-001, дополняется до необходимого количества вакуумным газойлем из промежуточного сырьевого парка 26\5 товарного цеха №2 и фракцией 350-500ºС с УПБ насосом Н-113/1,р, а также смесью легкого газойля и нестабильного бензина с установки замедленного коксования и атмосферного газойля из С-100 установки ЛК-6у.

Технологическая схема предусматривает использование в качества сырья С-100 бензина установки замедленного коксования (до 5% масс на сырье). Переработка этих фракций на гидроочистке вакуумного газойля в смеси с основным сырьем, вакуумным газойлем, зависят от вариантов работы завода.

В случае, когда не работает блок вакуумной перегонки мазута, технологической схемой предусмотрена возможность подачи вакуумного дистиллята из парка 26/5 на прием сырьевых насосов Н-113/1,р, причем включаются в работу оба насоса и рабочий и резервный на максимальную производительность , при этом в целом секция гидроочистки работает на пониженной производительности. Очищенный от механических примесей фильтром Ф-101, вакуумный дистиллят поступает на прием сырьевых насосов Н-101/1,2,р и двумя параллельными потоками подается на смещение с циркулирующим в схеме ВСГ, нагиетаемым поршневыми компрессорами ПК-101/1,2,р.

Газовая смесь от углов смешения двумя параллельными потоками поступает в межтрубное пространство теплообменников Т-101/6,5,4 и Т-101/3,2,1, где нагревается за счет охлаждения горячего потока газопродуктовой смеси, поступающей в теплообменники из реакторов Р-101/1,2, температура по потокам регистрируется приборами поз. 1-6-1/1,2 и 1-6-2/1,2, термопары которых установлены на потоках входящих в реактора Р-101/1,2.

Окончательный нагрев газосырьевой смеси до температуры реакции осуществляется в трубчатой печи П-101. Газосырьевая смесь из печи П-101 нисходящим потоком поступает в два параллельно работающих реактора Р-101/1,2.

В реакторах при режиме реакции на катализаторе происходит гидрирование сернистых соединений, содержащихся в сырье, с образованием сероводорода (H2S), а также частичный гидрокрекинг с образованием углеводородного газа, бензиновых и дизельных фракций.

Предусматривается возможность дистанционного переключения со щита видов топлива.

Подача водяного пара на распыл топлива в форсунки печи П-101 стабилизируется прибором поз.1-97, клапан которого находится на площадке обслуживания П-101, а зависимости от перепала давления межу линиями жидкого топлива и водяного пара.

Газопродуктовая смесь (гидроочищенный вакуумный дистиллят, продукты реакции и избыточный водосодержащий газ) из реакторов Р-101/1,2 поступает в трубное пространство теплообменников Т-101/1-6, где отдает тепло газосырьевой смеси, проходит через аппараты воздушного охлаждения ХВ-101/1-4 и поступает в сепаратор высокого давления Е-101, где циркулирующий водородсодержащий газ отделяется от гидрогенизата.

Из сепаратора Е-101 ВСГ через сепаратор Е-105, уровень увлеченного нестабильного гидрогенизата в котором измеряется и регулируется прибором поз.1-281, доохладитель Х-104 поступает из блок очистки газов раствором моноэтаноламина в абсорбер К-102.

Нестабильный гидрогенизат из сепаратора высокого давления Е-101 поступает в сепаратор низкого давления Е-102, где происходит выделение части растворенного в гидрогенизате газа, который отправляется на блок очистки газов моноэтаноламином в абсорбер К-103. Температура в сепараторе Е-102 регистрируется прибором поз.1-20-3, термопара которого находится в нижней части аппарата.

Из сепаратора Е-102 нестабильный гидрогенизат поступает в межтрубное пространство теплообменника Т-105, где нагревается за счет тепла промежуточного циркуляционного орошения стабилизационной колонны К-101 и направляется далее двумя параллельными потоками в теплообменники С-200.

Один поток нагревается:

- в трубном пространстве теплообменника Т-201 за счет тепла фракции 195-270ºС, поступающей из колонны К-202/1;

- в межтрубном пространстве теплообменника Т-203 за счет тепла второго промежуточного циркуляционного орошения колонны К-201;

- в межтрубном пространстве теплообменника Т-205/1 за счет тепла нижнего циркуляционного орошения колонны К-201.

Второй поток направляется:

- в трубном пространстве теплообменника Т-202 за счет тепла первого промежуточного циркуляционного орошения колонны К-201;

- в межтрубном пространстве теплообменника Т-201 за счет тепла фракции 270-420ºС, поступающей из колонны К-202/2;

- в межтрубном пространстве теплообменника Т-205/2 за счет тепла нижнего циркуляционного орошения К-201.

Оба потока нестабильного гирогенизата объединяются и поступают на С-001 (секция вакуумной перегонки мазута), где нагреваются в межтрубном пространстве теплообменников Т-601/3,4 за счет тепла вакуумного дистиллята, поступающего из колонны К-601-1.

Затем нестабильный гидрогенизат поступает в теплообменник Т-102, где нагреваются в трубном пространстве за счет тепла стабильного гидрогенизата, поступающего от насосов Н-102/1,2,р на С-200 в реактор каталитического крекинга Р-201.

Окончательный нагрев нестабильного гидрогенизата осуществляется в печи П-102, куда поступает восемью параллельными потоками, а выходит четырьмя потоками, которые затем объединяются в один трансферный трубопровод и направляются в стабилизационную колонну К-101.

Для снижения температуры низа колонны К-101, исключающей термическое разложение гидроочищенного сырья каталитического крекинга, в нижнюю часть колонны подается водяной пар.

Из рефлюксной емкости углеводородный газ направляется на блок очистки газов моноэтаноламином в абсорбер К-105. Количество газа измеряется прибором поз.1-120, объемный счетчик которого установлен на линия газа из Е-102 в абсорбер К-105.

Бензин из Е-103 насосом Н-103/1,р подается на орошение верха стабилизационной колонны К-101.

Балансовое количество нестабильного бензина откачивается насосом Н-103/1,р на блок стабилизации УЗК, либо в Е-307 на С-300 либо в линию ВЦО К-201 С-200.

Конденсат водяного пара из нижней части рефлюксной емкости Е-103 насосом, Н-114/1,р, вместе с технологически конденсатом из сепаратора низкого давления Е-102 подается на С-200 в емкость Е-2099 на отдув из него сероводорода.

Боковой погон стабилизационной колонны К-101 – компонент дизельного топлива (фр. 180-350ºС) – поступает в отпарную колонну К-108.

В низ отпарной колонны К-108 подается водяной пар. Количество водяного пара в К-108 измеряется и регулируется прибором поз.1-104, диафрагма и клапан которого установлены на входе в колонну.

С низа отпарной колонны к-108 компонент дизельного топлива насосом Н-108/1,р откачивается в холодильник воздушного охлаждения ХВ-606, ХВ-606/1, где охлаждается и выводится с установки.

Балансовое количество стабильного гидрогенизата с низа стабилизационной колонны К-101 забирается насосом Н-102/1,2,р и подается в реактор каталитического крекинга Р-201.

Количество стабильного гидрогенизата, выводимого в реактор Р-201, измеряется и регулируется прибором паз.2-150, диафрагма и клапан которого установлены н трубопроводе выкиданасоса Н-102/1,2,р.

В стабилизационной колонне К-101 предусмотрено промежуточное циркуляционное орошение, которое насосом Н-116/1,р подается в теплообменник Т-105, где нагревает нестабильный гидрогенизат и подается в колонну К-101 на 18 тарелку.

Кроме того, промежуточное циркуляционное орошение может подаваться в колонну К-101 без охлаждения под 15 тарелку в качестве острого орошения.

В случае аварийной остановки секции каталитического крекинга гидроочищенный дистиллят с низа стабилизационной колонны К-101 откачивается насосом Н-102/1,2,р через теплообменник Т-102, холодильник воздушного охлаждения ХВ-607/1,2 в парк 26/5.

Количество вакуумного дисстиллята, выводимого в парк 26/5, регистрируется приборои поз.1-123, термопара которого установлена на узле ввода №2

5 Расчетная часть

Целью выполняемого расчета является составление материального и теплового балансов процесса, а также на их основе конструктивный расчет реактора гидроочистки, за модель которого взята модель адиабатического реактора идеального вытеснения.

Исходные данные:

1) Производительность установки по сырью G=2,4 млн. т/год;

2) Характеристика сырья:

- фракционный состав 350-500ºС;

- плотность ρ = 920 кг/м3;

- содержание серы S0 = 1,6% мас.,

в том числе:

- меркаптановой Sм = 0,082;

- сульфидной Sс = 0,8;

- дисульфидной Sд = 0,16;

- тиофеновой Sт = 0,56;

- содержание непредельных углеводородов 8% мас.;

3) остаточное содержание серы S = 0,016% мас., т.е. глубина обессеривания равна 99%;

4) выход дизельного топлива ВДТ = 10% мас.;

5) выход бензина ВБ = 1,4% мас.;

6) катализатор гидроочистки АНМ, насыпная плотность γН = 640 кг/м3, кажущаяся плотность γК = 1210 кг/м3;

7) температура на входе в реактор t0 = 375ºС;

8) давление на входе в реактор Р = 6,0 Мпа;

9) кратность циркуляции водородсодержащего газа χ = 500;

10) средний диаметр зерен катализатора d = 4·10-3м;

11) кинетические константы процесса:

- Е = 60000 кДж/моль;

- k0 = 3.8·106;

- n = 2;

5.1 Материальный баланс установки гидроочистки вакуумного газойля

5.1.1 Выход гидроочищенного сырья

Выход сырья – гидроочищенного вакуумного газойля – ВС, % мас. на исходное сырье равен

ВС = 100 – ВДТ - ВЕ – ВГ – ΔS, (2)

где ВДТ, ВЕ, ВГ, ΔS – выходы дизельного топлива, бензина, газа и количество удаленной серы соответственно на сырье, % мас.

выход дизельного топлива и бензина берется из исходных данных. Газ образуется преимущественно при гидрогенолизе сернистых соединений. Его выход принимается по эмпирической зависимости:

ВГ = ΔS = 1,584% мас.

Тогда выход очищенного сырья будет равен

ВС = 100 – 10 – 1,4 – 1,584 – 1,584 = 85,432 % мас.

Полученная величина уточняется далее после вычисления количества водорода, который вошел в состав гидроочищенного сырья в результате гидрогенолиза серосодержащих соединений и гидрогенизации ненасыщенных углеводородов. Значения выхода газа, дизельного топлива и бензина далее будут использоваться в составлении материального баланса установки и реактора процесса гидроочистки.

5.1.2 Расход водорода на гидроочистку

Химически водород в гидроочистке расходуется в следующих направлениях:

1) гидрогенолиз серосодержащих органических соединений;

2) гидрирование ненасыщенных углеводородов;

3) потери водорода с отдувом и жидким гидрогенизатом.

Расход водорода на гидрогенолиз сернистых органических соединений G1 % мас. на сырье определяется по формуле

(3)

где m1 – коэффициент, зависящий от характера сернистого соединения и схем их гидрогенолиза [7,9];

ΔS1 – количесто серы (меркаптанов, сульфидов, дисульфидов, тиофенов и т.д.), удаляемой при гидроочистке.

Коэффициент m1 отражает глубину превращения серосодержащего соединения и равен:

- для свободной серы m1 = 0,0625;

- для меркаптанов m1 = 0,062;

- для циклических и алифатических сульфидов m1 = 0,125;

- для дисульфидов m1 = 0,0938;

- для тиофенов m1 = 0,25.

Наиболее устойчивые к гидроочистке соединения – тиофены, поэтому в расчет примем, что вся оставшаяся сера (0,016% мас. на сырье) в гидрогенизате – в виде тиофенов, а остальные соединения разлагаются без остатка:

G1 = 0,0625·0,08+0,125·0,8+0,0938·0,16+0,25(0,56-0,016)=0,256% мас.

Расход водорода на гилрирование ненасыщенных углеводородов G2, % мас. на сырье определяется по формуле

(4)

где ΔСН – разность содержания ненасыщенных соединений в сырье и гидрогенизате, % мас. на сырье;

МС – средняя молекулярная масса сырья, г/моль.

Для расчета средней молекулярной массы сырья используем формулу Крэга [10]:

, (5)

где – плотность сырья при температуре 15ºС:

, (6)

где – плотность сырья при температуре 20ºС;

а – средняя температурная надбавка на 1ºС [10].

= 0,92+5·0,00061=0,92305 г/см3.

Тогда

Принимаем степень гидрирования ненасыщенных углеводородов и гидрогенолиза серосодержащих соединений одинаковой (по исходным данным 99%), находим:

= 0,041% мас..

где 8 – содержание ненасыщенных углеводородов в сырье, % мас.

Мольную долю водорода, растворенного в гидрогенизате рассчитываем исходя из условий фазового равновесия в сепараторе высокого давления:

(7)

где - мольные доли водорода в паровой и жидкой фазах (в данном примере равняется мольной или объемной концентрации водорода в ЦВСГ);

КР – константа фазового равновесия (для условий газосепаратора высокого давления при 20ºС и 3,5 Мпа КР = 30).

Потери водорода от растворения в гидрогенизате G3 % мас. на сырье составляют [11]

(8)

Потери водорода за счет диффузии его через стенки аппарата и механические потери G4 рассчитываются по формуле

, (9)

где χ – кратность циркуляции водородсодержащего газа, нм33.

Для нормальной эксплуатации установки гидроочистки вакуумного газойля содержание водорода в циркулирующем ВСГ должно быть не ниже 70% об. Уменьшению содержания водорода в ВСГ способствуют следующие факторы:

а) расход водорода на реакции гидрирования и гидрогенолиза;

б) абсорбирование водорода жидким гидрогенизатом, который выводится с установки;

в) образование газов гидрокрекинга, которые накапливаются в циркулирующем ВСГ и тем самым разбавляют водород.

Для поддержания постоянного давления в системе объем поступающего и образующегося газа и объем газа, отходящего их системы и израсходованного в ходе химической реакции, должны быть равными.

Наиболее экономичный по расходу водорода режим – без отдува ВСГ – можно поддерживать при условии, что газы гидрокрекинга и газы, поступающие в систему со свежим ВСГ, полностью сорбируются в газосепараторе в жидком гидрогенизате, т.е.:

(10)

где V0 – объем свежего ВСГ, м3/ч;

VГК – объем газов гидрокрекинга, м3/ч;

VA – объем газов, абсорбируемых жидким гидрогенизатом, м3/ч;

- объемная концентрация водорода в свежем ВСГ.

Объем свежего водородсодержащего газа рассчитаем по формуле

(11)

м3/ч.

Объем газов гидрокрекинга рассчитаем по формуле

(12)

где ΔS – количество удаляемых серосодержащих соединений, мас;

МГК – средняя молекулярная масса газов гидрокрекинга, которая при одинаковом мольном содержании газов С1, С2, С3 и С4 равна:

г/моль

м3/ч.

Количество газов, которые абсорбирует жидкий гидрогенизат, можно определить допустив, что циркулирующий ВСГ данного состава находится в состоянии равновесия с жидким гидрогенизатом. Содержание отдельных компонентов в циркулирующем газе и константы фазового равновесия в условиях газосепаратора высокого давления (20ºС и 3,5 Мпа) приведены в таблице 1.

Таблица 1 – Содержание отдельных компонентов в циркулирующем газе и константы фазового равновесия

Компонент

H2

CH4

C2H6

C3H8

C4H10

Содержание компонента , мольная доли

0,72

0,20

0,05

0,02

0,01

Константа фазового равновесия KPi

30

3,85

1,2

0,47

0,18

,

0,024

0,05

0,04

0,04

0,06

Количество абсорбированного компонента i, в кг на 100 ког гидрогенизата равно:

(13)

Объем абсорбированного компонента i, (Vi, м3 на 100 кг гидрогенизата) составляет:

(14)

Поставляя в выражение (14) соответствующие значения , получим объем каждого растворенного в гидрогенизате компонента:

м3,

м3,

м3,

м3,

Суммарный объем абсорбированных газов составит:

(15)

VA = 0,29 + 0,24 + 0,24 + 0,35 = 1,12 м3.

Балансовый объем углеводородных газов, поступающих в газосепаратор (газы гидрокрекинга и вносимые со свежим ВСГ), по формуле (10) составляет:

3,472(1-0,95) + 0,959≤1,12.

Так как условие (10) выполняется, то работа установки без отдува части циркулирующего ВСГ возможна.

Таким образом, общий расход водорода () будет складываться из водорода, расходуемого на химические реакции, абсорбируемого в сепараторе и механически теряемого:

+ G1 + G2 + G3 + G4, (16)

+ 0,256 + 0,041 + 0,013 + 0,048 = 0,358 % мас.

Расход свежего ВСГ на гидроочистку составит

(17)

где 0,29 – содержание водорода в свежем ВСГ, % мас.

% мас.

Полученные данные расхода водорода и свежего ВСГ далее используем при составлении материального баланса установки и реактора гидроочистки.

5.1.3 Материальный баланс установки

На основе полученных данных составим материальный баланс установки (таблица 2). Сначала рассчитаем выход сероводорода B H2S, который вычисляется на основе количества удаленной серы (% мас.) из сырья:

(18)

где ΔS – количество удаленной серы, % мас. на сырье;

МH2S – молекулярная масса сероводорода, г/моль;

МS – молекулярная масса серы, г/моль.

% мас.

Количество водорода GПРОД, вошедшего при гидрировании в состав очищенного сырья, рассчитывается как разность между количеством водорода, расходуемого на реакции GРЕАКЦ, и количеством водорода G H2S, вошедшего в состав сероводорода:

Таблица 2 – Материальный баланс установки гидроочистки

Приход

% мас.

т/год

кг/час

Расход

% мас.

т/год

кг/час

1.Сырье

100,00

2400000

294117,65

1.Сырье

85,63

2055120

251852,94

2.ВСГ, в т. ч.: 100% Н2

1,234

0,358

29616

8592

3629,41

1052,94

2.Дизтопливо

10,00

240000

29411,76

3.Бензин

1,4

33600

4117,65

4.Сероводород

1,683

40392

4950

5.Сухой газ

2,521

60504

7414,71

Итого:

101,234

2429616

297747,06

Итого:

101,234

242916

297747,06

GРЕАКЦ = G1 + G2, (19)

GРЕАКЦ = 0,256 + 0,041 = 0,297 % мас.,

GH2S = B H2S – ΔS, (20)

G H2S = 1,683 – 1,584 = 0,099 % мас.,

GПРОД = GРЕАКЦ - G H2S, (21)

GПРОД = 0,297 – 0,099 = 0,198 % мас.

Уточенный выход гидроочищенного сырья :

= ВС + GПРОД, (22)

= 85,432 + 0,198 = 85,63 % мас.

Выход сухого газа, который выводят с установки, будет состоять из углеводородных газов, поступающих со свежим ВСГ, газов, образующихся при гидрогенолизе, и абсорбированного гидрогенизатом водорода:

ВСУХ. ГАЗ = + ВГ + G3, (23)

ВСУХ. ГАЗ = 1,234(1-0,29) + 1,584 + 0,013 = 2,473% мас.

5.1.4 Расчет объема катализатора

Данный расчет сводится к определению необходимого объема катализатора. Основным уравнением для его расчета является уравнение (1). Интегрируя его, получим:

где S0 и SK – начальное и конечное содержание серы, % мас.

Уравнение (24) не решается аналитическим способом, поскольку с увеличением глубины гидрообессеривания температура процесса повышается, и значение k изменяется.

Для решения этого уравнения будет использован графоаналитический метод, включающий следующие этапы:

1) составление материального баланса реактора;

2) определение

а) температуры реакционной смеси при различном остаточном содержании серы из уравнения теплового баланса;

б) k, затем r для соответствующих значений глубины обессеривания и температуры;

3) построение кривой зависимости обратной скорости l/r от остаточного содержания серы ΔS в координатах l/r – ΔS; площадь под кривой в интервале от S0 до SК численно равна интегралу

4) определения требуемого объема реактора по уравнению (25).

5.1.5 Материальный баланс реактора

На основе полученного материального баланса проводим расчет реакторного блока установка гидроочистки. В реактор поступает сырье, свежий ВСГ и циркулирующий ВСГ (ЦВСГ). Состав ЦВСГ приведем в таблице 3.

Таблица 3 – Состав циркулирующего ВСГ

Компонент

H2

CH4

C2H6

C3H8

C4H10

Мольная доля у’

0,720

0,200

0,050

0,020

0,010

Массовая доля у

0,192

0,427

0,201

0,103

0,077

Средняя молекулярная масса ЦВСГ МЦ рассчитывается по формуле

МЦ = (26)

где Mi – молекулярная масса i-го компонента ЦВСГ;

– мольная доля i-го компонента ЦВСГ.

МЦ = 2·0,720 + 16·0,2 + 30·0,05 + 44·0,02 + 58·0,01 = 7,6 кг/моль.

Расход ЦВСГ на 100 кг сырья GЦВСГ рассчитываем по формуле

, (27)

На основе данных материального баланса установки гидроочистки (таблица 2) составим материальный баланс реактора (таблица 4).

Учитываем, что механические потери водорода и балансе присоединены к сухому газу.

Также учитываем, что в течение года на установке 340 суток перерабатывается газойль, 22 дня идет ремонт установки и 3 дня – регенерация катализатора.

Таблица 4 – Материальный баланс реактора гидроочистки

Приход

% мас.

т/год

кг/час

Расход

% мас.

т/год

кг/час

1.Сырье

100,00

2400000

294117,65

1.Сырье

85,63

2055120

251852,94

2. ВСГ

1,234

29616

3689,41

2.Дизтопливо

10,00

240000

29411,76

3.ЦВСГ

18,44

442560

54235,3

3.Бензин

1,4

33600

4117,65

4.Сероводород

1,683

40392

4950

5.Сухой газ

2,521

60504

7414,71

6.ЦВСГ

Итого:

119,674

2872176

351982,36

Итого:

119,674

2872176

351982,36

5.2 Тепловой баланс

Целью теплового расчета является определение температуры газопродуктовой смеси на выходе из реактора. Гидроочистка вакуумного газойля протекает в реакторе, который является реактором адиабатического типа, близким к модели идеального вытеснения. Для реакторов такого типа температура на выходе рассчитывается их уравнения теплового баланса. Учитывая, что средняя теплоемкость смеси при гидроочистке изменяется незначительно, уравнение теплового баланса реактора можно записать в виде [7]

, (28)

, (29)

где t, t0 – температуры на входе в реактор при удалении серы, ºС,

QS, QH – количество серы и олефинов, удаленных из сырья, % мас.;

G – суммарное количество реакционной смеси, % мас.;

– средняя теплоемкость реакционной смеси, кДж/(кг·К).

Последовательно определим все численные значения членов, входящих в уравнение (29).

1. Значение t0 определяют для каждой пары катализатор-сырье в

интервале температур 250-380ºC.

При оптимизации данного параметра учитывают два фактора, действующих в противоположных направлениях, с повышением t0 уменьшается загрузка катализатора, требуемая для достижения заданной глубины гидрообессеривания, но с другой стороны избирательность процесса снижается, увеличивается образование легких продуктов отложений кокса на катализаторе.

Катализатор данного состава в паре с сырьем показал необходимый нам результат при температуре 375 ºС, поэтому принимаем t0 = 375 ºС.

2. Суммарное количество реакционной смеси на входе в реактор состав-

ляет: 119,674% мас. (таблица 4).

3. Количество серы, удаленной из сырья, ΔS = 1,584% масс. Глубину гид-

рирования непредельных углеводородов ΔСН принимают равной глубине обессеривания.

ΔСН = 0,99· СН, (30)

где СН – содержание непредельных углеводородов в сырье, % мас.

ΔСН = 0,99·8 = 7,92 % мас.

4. Количество тепла, выделяемое при гидрогенолизе сернистых соедине-

ний (на 100 кг сырья) при заданной глубине обессеривания, равной 0,99 получим:

QS = (31)

где – тепловые эффекты гидрогенолиза отдельных сероорганических соединений, кДж/кг;

– количество разлоденных сероорганических соединений, кг (при расчете на 100 кг сырья оно численно равно содержанию отдельных сероорганических соединений, % мас.

Таким образом,

QS = 0,082·2100 + 0,8·3810 + 0,16·5060 + 0,544·8700 = 8762,6 кДж.

5. Количество тепла qn, выделяемое при гидрировании непредельных уг-

леводородов, равно 126000 кДж/моль. Тогда

QH, (32)

QHкДж.

6. Среднюю теплоемкость ЦВСГ находим на основании данных теплоем-

кости отдельных компонентов.

Данные теплоемкостей сведены в таблице 5.

Таблица 5 – Теплоемкость индивидуальных компонентов

Теплоемкость

H2

CH4

C2H6

C3H8

C4H10

ср, кДж/(кг·К)

14,57

3,35

3,29

3,23

3,18

ср, ккал/(кг·ºС)

3,48

0,8

0,786

0,772

0,76

Теплоемкость циркулирующего водородсодержащего газа сЦ можно вычислить по формуле

СЦ = , (33)

где – теплоемкость отдельных компонентов с учетом поправок на температуру и давление, кДж/(кг·К);

yi – массовая доля каждого компонента в циркулирующем газе.

сЦ = 14,57·0,192 + 3,35·0,427 + 3,29·0,201 + 3,23·0,103 + 3,18·0,077 = 5,45 кДж/(кг·К).

7. Энтальпию паров сырья при 375ºС кДж/кг определяют по формуле [4]

, (34)

где а – коэффициент зависимости энтальпии нефтяных паров от температуры. При t0 = 375 ºС она равняется 464,08 [10].

= 464,08(4 - 0,923) - 308,99 = 1119 кДж/кг.

Поправку на давление находят по значениям приведенных температуры и давления (Тпр и Рпр соответственно), рассчитываемых по формулам (35) и (37) соответственно.

Тпр = , (35)

где Тпроцесса – абсолютная температура процесса, равная 375+273 = 648 К;

Ткр – абсолютная критическая температура сырья, рассчитываемая по формуле [10].

Ткр = 1,05tCP + 160 + 273, (36)

где tCP – средняя температура кипения фракции, ºС. Для заданной фракции составляет 437 ºС [14].

Ткр = 1,05·437 + 160 + 273 = 891,85 К.

Тпр = = 0,762 К.

Рпр = , (37)

где Рпроцесса – давление, под которым происходит процесс, 6 МПа;

Ркр – критические давление сырья, рассчитываемоя по формуле [10].

Ркр. =, (38)

где К – характеризующий фактор:

, (39)

Ркр. = = 2,744 Мпа.

Тогда давление приведенного давления будет равно

Рпр = =2,19.

Для значений Тпр и Рпр находим значение выражения ΔIM/Tкр [10]:

Отсюда:

, (40)

кДж/кг.

Энтальпия сырья с поправкой на давление равна:

(41)

= 1119 – 98,06 = 1020,94 кДж/(кг·К).

Отсюда теплоемкость сырья с поправкой на давление:

сС = , (42)

кДж/(кг·К).

8. Средняя теплоемкость реакционной смеси рассчитывают по формуле

, (43)

2,82 кДж/(кг·К).

Подставив найденные значения в уравнение для нахождения температуры на выходе из реактора (29), получим:

Рост температуры по реактору составит:

, (44)

Δt = 408,7 – 375 = 33,7ºC.

Чтобы определить температуру реакционной смеси при разных глубинах обессеривания, необходимо построить график.

Теплоемкость реакционной смеси не изменяется, следовательно зависимость t от ΔS линейная и для построения графика достаточно всего двух точек:

а) при начальном содержании серы ΔS = 1,6% мас. температура 375ºС;

б) при конечном содержании серы ΔS = 0,016% мас. температура 408,7ºС.

Построим график зависимости t от ΔS, рисунок 1.

ΔS, % мас.

Рисунок 1 – Зависимость температуры реакционной смеси от остаточного содержания серы в серье

Данные кинетического расчета сводим в таблицу 6.

По полученным данным построим график в координатах l/r – ΔS (рисунок 2). Графическим интегрированием находим площадь под полученной кривой в пределах содержания серы от 0,016 до 1,6% мас., поскольку интеграл (25) математическим способом не решается.

Таблица 6 – Данные кинетического расчета процесса обессеривания

Показатель

Содержание серы, % мас.

1,6

1

0,5

0,016

Т, К

648

661,5

672,75

681,7

k=k0·e-E/RT

60,04

75,506

90,288

101,688

S2

2,56

1

0,25

0,000256

r=k·S2

153,7

75,506

22,572

0,026

l/r

0,0065

0,0132

0,0443

36,46

ΔS, % мас.

Рисунок 2 – Зависимость обратной скорости реакции от остаточного содержания серы в серье

Площадь под кривой, найденная методом трапеции: 0,2259.

Значение G’ находим из соотношения

, (45)

G’ = м3/ч.

Тогда объем катализатора будет равен (24)

VK = 319,7·0,2259 = 72,25 м3.

Для характеристики процесса применяют объемную скорость подачи сырья – соотношение объема жидкого сырья, подаваемого на объем катализатора в час (ν0, ч-1):

, (46)

ч-1

5.3 Конструктивный расчет реактора

5.3.1 Расчет размеров аппарата

По найденному значению объема катализатора вычислим геометрические размеры реактора гидроочистки (рисунок 3).

Рисунок 3 – Размеры реактора гидроочистки

При цилиндрической форме реактора отношение высоты реакционной зоны к диаметру равно 2:1 или

, (47)

где НРЗ – высота реакционной зоны, м;

DP – диаметр реакционной зоны.

Тогда

. (48)

Отсюда диаметр реактора равен

, (49)

м.

По стандарту выбираем диаметр равным 3,6 м.

Высота слоя катализатора составляет:

НРЗ = 2·3,6 = 7,2 м.

Высота цилиндрической части катализатора:

, (50)

м.

Общая высота реактора:

Н = НЦИЛ + DP, (51)

Н = 10,8 + 3,6 = 14,4 м.

5.3.2 Гидравлический расчет

Приемлимость принятой формы реактора дополнительно необходимо проверить гидравлическим расчетом реактора. Вычисленные потери напора в слое катализатора не должны превышать 0,2–0,3 МПа.

Потерю напора в слое катализатора ΔР вычисляют по формуле [7, 13, 14]

, (52)

где Н – высота слоя катализатора, м;

ε – порозность слоя катализатора;

μ – динамическая вязкость, Па·с;

и – линейная скорость движения потока, фильтрующегося слоем катализатора, м/с;

d – средний диаметр частиц, м;

g – ускорение свободного падения, кг/с2;

ρ – плотность реакционной смеси, кг/м3.

Порозность слоя вычисляют по формуле

, (53)

где γН – насыпная плотность катализатора, 640 кг/м3;

γК – кажущаяся плотность катализатора, 1210 кг/м3.

Так как сырье поступает в реактор полностью в паровой фазе, то линейная скорость потока и, м/с:

, (54)

где VСМ – объем реакционной смеси, м3, складывающаяся из объема сырья VС и объема циркулирующего газа VЦ, м3/ч;

DР – диаметр реактора, м.

В процессах гидроочистки допускаемая линейная скорость в зависимости от типа реактора находится в пределах от 0,1 до 0,6 м/с [11].

Таким образом, объем реакционной смеси будет равным

VСМ = VС + VЦ. (55)

где VС – объем сырья, м3.

Объем сырья VС рассчитывается по формуле

, (56)

где GC – расход сырья в реактор, кг/ч;

ZC – коэффициент сжимаемости (при Тпр = 0,762 и Рпр = 2,19, ZC = 0,18) [10];

tCP – средняя температура в реакторе, ºС;

MC – молекулярная масса сырья, г/моль;

PP – давление в реакторе, Мпа.

Средняя температура в реакторе tCP рассчитывается как среднее арифметическое между температурой на входе в реактор и температурой на выходе из реактора:

, (57)

ºС.

м3/ч.

Объемный расход циркулирующего газа рассчитаем по формуле

, (58)

где GЦ – расход ВСГ в реактор, кг/ч;

ZЦ – коэффициент сжимаемости газа;

tCP – средняя температура в реакторе, ºС;

MЦ – молекулярная масса сырья, г/моль;

PP – давление в реакторе, Мпа.

м3/ч.

Теперь рассчитаем объем реакционной смеси (55):

VСМ = 126 + 6488,23 = 6614,23 м3/ч.

Линейная скорость потока составит (54):

м/с.

Определим динамическую вязкость смеси по уравнению Фроста [13]:

μ = (tCP +273)·(6,6 – 2,23lgМCP)·10-8, (59)

где МCP – средняя молекулярная масса смеси сырья и ВСГ:

(60)

г/моль.

μ = (391,85 +273)·(6,6 – 2,23lg44,06)·10-8 = 1,95·10-5 кг·см/м2.

Средний диаметр частиц катализатора d = 4·10-3 м.

Плотность реакционной смеси в условиях гидроочистки рассчитывается по формуле (9).

, (61)

Таким образом,

= 180,06 кг/м3.

ΔР = 180,06Н,

ΔР = 180,06·7,2 = 1296,432 кгс/м2 = 0,0127 МПа.

Как видно, потеря напора в слое катализатора не превышает предельно допустимых значений 0,2 – 0,3 МПа. Поэтому к проектированию принимаем реактор цилиндрической формы с высоторй и диаметро реакционной зоны 7,2 и 3,6 соответственно.

Далее выполним еще несколько пунктов конструктивного расчета: подбор крышки и днища, расчет штуцеров, механический расчет и расчет, массы аппарата.

5.3.3 Подбор крышки и днища

В связи с тем, что процесс осуществляется при высоком давлении, тип крышки и днища принимаем полушаровые отбортованные из стали 16ГС+08Х13 по ГОСТ 10885-75.

Основные размеры и параметры крышки и днища представлены в таблице 7.

Таблица 7 – Основные размеры и параметры крышки и днища

Размеры и параметры

D, м

h, мм

s, мм

F, м2

V, м3·103

m, кг

значения

3,6

50

80

14,6

1700

13345

5.3.4 Расчет штуцеров.

Рассчитываем диаметры штуцеров ввода и вывода сырья и продуктов.

Диаметр штуцера DШ, м рассчитывается по формуле [14]

, (63)

где и – линейная скорость потока газо-сырьевой смеси в трубопроводе, м/с. Для смеси газообразного нефтепродукта с ВСГ принимаем и = 12 м/с.

= 0,441 м.

Принимаем стандартные штуцеры ввода и вывода сырья с диаметром 450 мм.

5.3.5 Механический расчет

Механический расчет проводится с целью определения толщины обечайки. Расчетная толщина обечайки рассчитывается по формуле [14]

, (64)

где S’ – расчетная толщина обечайки, см;

P – расчетное давление, равное 61,18 кгс/см2

D – внутренний диаметр реактора, см;

φ – коэффициент прочности сварного шва, равный 1;

σ – допустимое напряжение для стали 12ХМ при равное 1100 кгс/см2.

см.

Принятая толщина обечайки будет равна значению, рассчитанному по формуле

S = S’ + C + C1, (65)

где С – прибавка на коррозию, см;

С1 – прибавка на минусовой допуск, см.

S = 10,3 + 0,6 + 0,025 = 10,925 см.

Принимаем толщину обечайки реактора равную 110 мм.

5.3.6 Расчет массы аппарата

Реактор гидроочистки – аппарат вертикального типа, поэтому подбираем «юбочную» опору. Массу аппарата рассчитываем по формуле

mАП = mЦИЛ + 2mКР + mК + mС + mЦ, (66)

где mАП, mЦИЛ, mКР, mК – массы всего аппарата, цилиндрической части реактора, крышки реактора и катализатора соответственно, кг;

mС, mЦ – массы сырья и ВСГ, находящегося в реакторе, кг.

Масса цилиндрической части реактора рассчитывается по формуле

mЦИЛ = 2πRP · HЦИЛ · S · ρCT, (67)

где RP – радиус реактора, м;

HЦИЛ – высота цилиндрической части реактора, м;

S – толщина обечайки, м;

ρCT – плотность стали, 7850 кг/м3.

mЦИЛ = 2· 3,14 · 1,8 · 14,4 · 0,11 · 7850 = 140558,45 кг.

Масса катализатора определяется по формуле

mK = VK · γH, (68)

где VK – объем катализатора, м3;

γH – насыпная плотность катализатора, кг/м3.

mK = 72,25 · 640 = 46420 кг.

Масса сырья рассчитывается по формуле

, (69)

гдеVC – объем сырья, находящегося в реакторе, м3;

ρ – плотность сырья, кг/м3.

Масса ВСГ, находящегося в реакторе, определим по формуле

, (70)

где ρЦ – плотность ЦВСГ, кг/м3.

Плотность ЦВСГ определяем по уравнению Менделеев-Клайперона [10]

(71)

где МЦ – молекулярная масса ЦВСГ, г/моль;

Р – давление в реакторе Па

tCP – средняя температура процесса, ºС;

R – универсальная газовая постоянная, кДж/кг.

Поставив найденные значения в формулу (66), определим массу всего аппарата:

mАП = 140558,46 + 2·13345 + 46240 + 32,2 + 14,87 = 213535,53 кг.

ЗАКЛЮЧЕНИЕ

Задачей данного курсового проекта было проектирование установки гидроочистки вакуумного газойля мощностью 2,4 млн т/год по сырью с применением модифицированного алюмокобальтникельмолибденового катализатора.

В процессе разработки проекта был проведен литературный обзор метода гидроочистки углеводородного сырья, проанализирована аппаратура и технология процесса гидроочистки, регламент управления ими.

В технологической части была рассмотрена схема гидроочистки вакуумного газойля. Технологическая схема проанализирована с точки зрения контроля и автоматизации. В результате анализа процесса было найдено технологическое решение по его совершенствованию, а именно применение модифицированного катализатора гидроочистки с глубиной обессеривания 99%.

Новшество применяемого катализатора заключается в том, что он модифицирован аморфным алюмосиликатом, входящим в состав носителя, за счет чего достигаются большие, чем у классических катализаторов гидроочистки, удельная площадь поверхности и диаметр пор, дающие гранулы формы трилистника в сечении; и в том, что на носителе присутствуют одновременно оксиды кобальта и никеля, что ближе к аналогам, применяемым в западных странах.

Выполнены расчеты материального и теплового баланса установки гидроочистки вакуумного газойля, конструктивный расчет реактора.

Предлагаемое в проекте решение дает следующие технологические эффекты: уменьшается содержание серы с 1,6 до 0,016 % по массе, повышение качества продуктов каталитического крекинга, улучшение показателей качества топлив. Таким образом, считаем, что цель курсового проекта достигнута.

СПИСОК ИСПОЛЬЗОВАННЫХ ИСТОЧНИКОВ

1. Смидович Е.В. Крекинг нефтяного сырья и переработка углеводородных газов ч. 2/ Е.В. Смидович – М.: Химия, - 1980 – 231 с.

2. Аспель Н.Б. Гидроочистка моторных топлив / Н.Б. Аспель, Г.Г. Демкина – Л.: Химия, - 1977 – 159 с.

3. Магарил Е.Р. Моторные топлива / Е.Р. Магарил, Р.З. Магарил. – Тюмень: ТемГНГУ, - 2004 – 190 с.

4. Магарил Р.З. Теоретические основы химических процессов переработки нефти / Р.З. Магарил. – М.: Химия, - 1976 – 311с.

5. Танатаров М.А. Технологические расчеты установок переработки нефти / М.А. Танатаров, М.Н. Ахметишина, Р.А. Фасхутдинов и др. – М.: Химия, - 1987 – 352 с.

6. Технологический регламент комбинированной установки глубокой переработки мазута КТ-1. Книга 2. Секция 100 / ТОО «ПНХЗ», - Павлодар, - 2011 – 151 с.

7. Калачиц И.В. Химия гидрогенизационных процессов в переработке топлив / И.В. Калечиц. – М.: Химия, - 1973 – 336 с.

8. Сарданашвили А.Г. Примеры и задачи по технологии переработки нефти и газа. 2-е изд. / А.Г. Сарданашвили, А.И. Львова. – М.: Химия, - 1980 – 256 с.

9. Измайлов Р.Б. Методические указания по курсовому проектированию установок гидроочистки / Р.Б. Измайлов – Уфа: УНИ, - 1979 – 139 с.

10. Рудин М.Г., Сомов В.Е., Фомин А.С. Карманный справочник нефтепереработчика / Под редакцией М.Г. Рудина – М.: ЦНИИТЭнефтехим, - 2004 – 336 с.

11. Рабинович Г.Г. Расчеты основных процессов и аппаратов нефтепереработки / Г.Г. Рабинович, П.М. Рябых, П.А. Хохряков и др. – М.: Химия, - 1979 – 48 с.

12. Иоффе И.Л. Проектирование процессов и аппаратов химической технологии. / И.Л. Иоффе. – Л.: Химия, - 1991 – 352 с.

13. Дытнерский Ю.И. Основные процессы и аппараты химической технологии: Пособие по проектированию. / Ю.И. Дытнерский. – М.: Химия, - 1983 – 272 с.

Источник: портал www.KazEdu.kz

Каталог учебных материалов

Свежие работы в разделе

Наша кнопка

Разместить ссылку на наш сайт можно воспользовавшись следующим кодом:

Контакты

Если у вас возникли какие либо вопросы, обращайтесь на email администратора: admin@kazreferat.info