Гидроочистка нефтяных дистиллятов и нефтепродуктов

Размещено на http://www.allbest.ru/

Реферат

Пояснительная записка к курсовой работе 26 с., 3 рис., 6 табл., 18 литературных источников.

Объект курсовой работы очистка бензиновой фракции 85-180⁰С от сернистых соединений.

В литературном обзоре описано основные реакции гидроочистки, продукты, получаемые при гидроочистке, основные параметры процесса гидроочистки, катализаторы для гидроочистки, и сырья для установок каталитического риформинга.

Ниже расчет реакторного блока установки гидроочичтки топлива.

Содержание

Введение

1. Литературный обзор

1.1 Основные реакции гидроочистки

1.2 Продукты, получаемые при гидроочистке

1.3 Основные параметры процесса гидроочистки

1.4 Катализаторы для гидроочистки

1.5 Сырье для установок каталитического риформинга

2. Расчет установки гидроочистки бензивовой фракции, сырье реформинга (85-180)

2.1 Выход гидроочищенного топлива

2.2 Расход водорода на гидроочистку

2.3 Потери водорода с отдувом

2.4 Материальный баланс установки

2.5 Материальный баланс реактора

2.6 Тепловой баланс реактора

2.7 Расчет размеров реактора

Заключение

Список литературы

Введение

Гидроочистку нефтяных дистиллятов и нефтепродуктов применяют для обессеривания и обессмоливания прямогонных дистиллятов и дистиллятов вторичного происхождения при сравнительно мягких условиях. При этом удаляется не только наибольшая часть сернистых соединений, но и значительная часть непредельных углеводородов (из дистиллятов вторичного происхождения), а общее содержание ароматических углеводородов уменьшается незначительно не более чем на 10%).

Гидроочистку нефтяных дистиллятов проводят обычно не алюмокобальтмолибденовом, алюмоникельмолибденовом и других катализаторах при температуре 350-430⁰С, давлении 30-70 кгс/см², объемной скорости подачи сырья 1-10 ч-1и циркуляции водородсодержащего газа 100-600 м³/м³ сырья, содержащего 60-95% (об.) водорода. Существующая промышленная технология гидроочистки прямогонных бензинов обеспечивает получение качественного сырья для процесса реформинга. Дальнейшее совершенствование гидроочистки будет состоять в интенсификации промышленных установок и уменьшения энергоемкость за счет повышения объемной скорости подачи сырья, снижения давления и начальной температуры, уменьшения коэффициента циркуляции путем подбора специальных, более эффективных катализаторов, а также увеличения их срока службы.

Более сложной является гидроочистка бензинов вторичного происхождения - каталитического крекинга, коксования, термического крекинга, доля которых в балансе моторных топлив будет неуклонно возрастать в связи с углублением переработки нефти.

Условия и результаты гидроочистки во многом определяются качеством катализатора, химическим и фракционным составом сырья и требованиями, предъявляемыми к получаемым продуктам.

Гидроочистку прямогонных бензиновых фракций проводят в основном с целью подготовки сырья для последующего процесса каталитического реформинга, в котором используют высокоэффективные катализаторы на основе металлов платиновой группы. Для этих катализаторов органические соединения серы являются ядами. Поэтому глубина гидроочистки бензиновых фракций должна быть высока: остаточное содержание серы после гидроочистки не должно превышать 4-5 млн^-1 для алюмополтиновых катализаторов и 1 млн^-1 для биметаллических катализаторов.

1. Литературный обзор

1.1 Основные реакции гидроочистки

При гидроочистке нефтяного сырья стремятся предупредить протекание реакций гидрокрекинга и поэтому стараются выдерживать температуры не выше 390⁰С. В области температур 400-450⁰С реакции гидрокрекинга становятся преобладающими, выход очищенного продукта снижается, а расход водорода возрастает.

За последнее время, для увеличения ресурсов светлых нефтепродуктов в сырье, подвергаемое гидроочистке, стали добавлять продукты с вторичных процессов, содержащие значительное количество непредельных углеводородов.

При одной и той же температуре возможная глубина гидрирования непредельных углеводородов снижается по мере увеличения их молекулярного веса. Повышение давления увеличивает глубину гидрирования и расход водорода, который дополнительно растет с увеличением содержания непредельных углеводородов.

1.2 Продукты, получаемые при гидроочистке

При гидроочистке бензинов первичной перегонки, используемых в дальнейшем для каталитического реформинга, процесс протекает легко и при мягких условиях. После селективной гидроочистки бензинов термического крекинга и коксования наблюдается заметное снижение октанового числа - на 5-10 пунктов. Лучше подвергать гидроочистке бензины не в отдельности, а в смеси. Тогда после каталитического реформинга из них можно получить около 80% риформата с октановым числом до 95 пунктов. Бензины каталитического крекинга целесообразно подвергать неглубокой селективной гидроочистке. При этом октановое число очищенных бензинов понижается незначительно, а содержание серы не превышает 0,1%.

При гидроочистке получают следующие продукты: сухой газ (отдув), газ стабилизации, сероводород и в зависимости от сырья, взятого на гидроочистку, бензин, керосин, дизельное топливо или другой продукт. Количество и выходы этих продуктов зависят от сырья и режима работы установки.

Сухой газ (отдув) и газ стабилизации используют как топливо (подают в сеть сухого топливного газа). Иногда эти газы могут служить сырьем для получения водорода путем их конверсии на специальных водородных установках. Сероводород используют как сырье для получения серы или серной кислоты на специальных установках. Бензин может быть компонентом для получения низкосортных автомобильных бензинов (из-за низкого октанового числа - 50-56) или сырьем каталитического реформинга для получения высокооктанового бензина.

1.3 Основные параметры процесса гидроочистки

При гидроочистке сохраняются общие закономерности и влияние основных параметров, характерных для всех гидрогенизационных процессов.

Температура.Она влияет на скорость не только реакций, протекающих на поверхности катализатора, но и диффузии (особенно в смешанофазных системах). Вследствие увеличения летучести углеводородов при повышении температура уменьшается количество жидкой фазы, что ведет к увеличению скорости диффузии.

Стремление увеличить скорость реакции повышением температуры свыше 380⁰С может привести к усилению реакций гидрокрекинга, нежелательных при гидроочистке, основной целью которой является удаление сернистых соединений без деструкции углеводородов.

Давление. С повышением парциального давления водорода до 40 кгс/см² при прочих равных условиях степень гидрирования сернистых соединений увеличивается довольно резко, но при дальнейшем повышении изменяется незначительно.

На промышленных установках для гидроочистки общее давление поддерживается от 30 до 70 кгс/см². Оптимальное давление для переработки того или иного сырья (при одном и том же катализаторе) определяется исходя из следующего.

1. Гидрообессеривание при 35 кгс/см² менее эффективно, чем при 50-70. Дальнейшее повышение давления неэффективно.

2. Уменьшение парциального давления водорода приводит к уменьшению равновесного выхода кокса и соответственно к увеличению активности катализатора. Однако это не исключает отложения кокса и необходимости регенерации катализатора.

Если ресурсы водорода позволяют, то процесс гидроочистки лучше провести при более высоком содержании водорода в циркуляционном газе - 80-90% (об.), во всех случаях не менее 60%.

Объемная скорость подачи сырья. Чем легче по фракционному составу гидрируемый продукт, тем более высокую объемную скорость можно поддерживать в процессе. И, наоборот, с утяжелением фракционного состава объемную скорость необходимо снижать. Для различных продуктов объемная скорость поддерживается от 1 до 10 ч^-1.

При переработке продуктов, полученных от вторичных процессов, объемная скорость должна быть меньше, чем для продуктов такого же фракционного состава, но полученных при первичной переработке нефти. Например при переработке фракций 240-350⁰С, полученной при первичной переработке сернистой нефти, объемную скорость можно поддерживать на уровне 4 ч^-1, а при переработке той же фракции из той же нефти, но полученной на установках для вторичной переработки (термического и каталитического крекинга), объемную скорость приходится снижать до 1,5-2 ч^-1.

Важное значение имеет и содержание в перерабатываемом сырье содержание серы; чем ее больше, тем меньше должна быть объемная скорость. Так для фракции 240-350⁰С из высокосернистой нефти объемную скорость следует поддерживать 2-2,5 ч-1.

1.4 Катализаторы для гидроочистки

При гидроочистке в основном происходит гидрирование сернистых, азотистых и кислородных соединений, а также непредельных углеводородов, образующихся от частично проходящего расщепления - легкой деструкции углеводородов. Поэтому в катализаторах для гидроочистки должна преобладать функция гидрирования и в очень незначительной степени проявляться функция расщепления, необходимая для разрушения серооргнических, азотистых и кислородсодержащих соединений.

Катализаторы процессов гидроочистки нефтепродуктов выпускаются, как правило, в оксидной форме. Эффективность работы катализатора в промышленном реакторе зависит от ряда факторов, поэтому все операции, начиная от загрузки катализатора в промышленный реактор, строго регламентируются и проводятся по специально разработанным инструкциям. На технико-экономические показатели эксплуатации катализатора оказывают влияние, прежде всего, способ его активации и вывода на рабочий режим, качество перерабатываемого сырья, конструкция промышленной установки, а также рабочие параметры процесса, общее и парциальное давление водорода, объемная скорость подачи сырья, температура.

Для предупреждения истирания и раскалывания катализатора при загрузке в реактор используют специальные приспособления и устройства, например гибкий тканевый или резиновый рукав, который погружают до уровня насыпаемого слоя. После заполнения реактора и разравнивания верхнего слоя катализатора его покрывают защитным слоем фарфоровых шаров, которые служат для выравнивания гидравлических потоков перерабатываемого нефтепродукта и для предохранения решетки и распределительных устройств от сгорания в период проведения окислительной регенерации.

Стадия активации является наиболее важной при подготовке промышленной установки к пуску. Алюмокобальтовые и алюмоникельмолибденовые катализаторы активируют сульфидированием оксидной формы. Катализаторы достигают максимальной гидрообессеривающей активности, когда металлы переходят из оксидной в сульфидную форму.

Установлено, что чем легче восстанавливаются катализаторы гидрообессеривания, тем выше их активность, а предварительно восстановленные катализаторы достигают стационарной активности значительно быстрее, чем невосстановленные.

Срок службы промышленных катализаторов зависит как от свойств самого катализатора, так и от качества перерабатываемого сырья и условий проведения процесса. Дезактивирующее влияние на катализаторы гидроочистки кроме отложений кокса и металлов оказывают также резкое повышение температуры в результате нарушения теплового режима, забивание пор катализатора пылью, образование SO₃ и, следовательно, сульфатов на поверхности катализатора.

Процесс регенерации включает следующие стадии:

• Замена водородсодержащего газа на инертный газ или водяной пар;

• Нагрев катализатора до начала горения кокса;

• Начальный период выжига кокса;

• Установившийся период регенерации;

1.5 Сырье для установок каталитического риформинга

В качестве сырья для каталитического риформинга обычно используют бензиновые фракции первичной перегонки нефти. Пределы выкипания этих фракций колеблются в широком интервале - от 60 до 210°С. Для получения ароматических углеводородов в большей части используют фракции, выкипающие при 60-105 или при 60-140°С, а для получения высокооктановых автомобильных бензинов - фракции 85-180°С.

Также в качестве сырья могут использоваться бензины вторичных процессов - гидрокрекинга, термического крекинга и т.д., при условии их специальной подготовки. При получении высокооктанового компонента автомобильного бензина используются широкие фракции, выкипающие в пределах от 60-90°С до 180°С; при получении бензола, толуола, ксилолов - узкие фракции, выкипающие соответственно в интервалах 62-85°С, 85-105°С, 105-140°С [2].

На рисунке 1 показана зависимость октанового числа бензина от его выхода при каталитическом риформинге различных фракций (62-140, 85-140 и 105-140°С), полученных при первичной перегонке сернистых нефтей. С утяжелением сырья в пределах 85-140°С уменьшается содержание ароматических углеводородов и несколько снижается октановое число бензинов. Важно подчеркнуть, что между выходом бензина при риформинге и его октановым числом существует определенная зависимость - с повышением октанового числа (независимо от метода определения) выход бензина уменьшается. Эта же зависимость подтверждается данными приведенными на рисунках 2 и 3. Сопоставление результатов риформинга фракций 85-140°С (при 20 атм.) и 140-180 °С (при 40 атм.) с результатами риформинга широкой фракции 85-180°С при 20 атм. показывает, что в случае риформинга фракции 85-180°С выход бензина с октановым числом 95 (по исследовательскому методу) возрастает на 2-2,5% [2].



Рисунок 1. Зависимость выхода от его октанового числа при каталитическом риформинге узких фракций прямой перегонки сернистых нефтей

Рисунок 2. Зависимость выхода бензина при каталитическом риформинге фракций 105-180?С от его октанового числа

Рисунок 3. Зависимость выхода бензина при каталитическом риформинге фракций 85-180?С от его октанового числа

Характеристика целевых продуктов каталитического риформинга

В процессе каталитического риформинга образуются газы и жидкие продукты (риформат). Риформат можно использовать как высокооктановый компонент автомобильных и авиационных бензинов или направлять на выделение ароматических углеводородов, а газ, образующийся при риформинге, подвергают разделению.

Высвобождаемый при этом водород частично используют для пополнения потерь циркулирующего водородсодержащего газа и для гидроочистки исходного сырья (если она есть), но большую же часть водорода с установки выводят. Такой водород значительно дешевле специально получаемого водорода. Именно этим объясняется его широкое применение в процессах, потребляющих водород, особенно при гидроочистке нефтяных дистиллятов. Кроме водородсодержащего газа из газов каталитического риформинга выделяют сухой газ (C1-С2 или С1-С3) и сжиженные газы (Сз-С4); в результате получают стабильный дебутанизированный бензин.

В ряде случаев на установке (в стабилизационной ее секции) получают стабильный бензин с заданным давлением насыщенных паров. Это имеет значение для производства высокооктановых компонентов автомобильного или авиационного бензина. Для получения товарных автомобильных бензинов бензин риформинга смешивают с другими компонентами (компаундируют). Смешение вызвано тем, что бензины каталитического риформинга содержат 60-70% ароматических углеводородов и имеют утяжеленный состав, поэтому в чистом виде они непригодны для использования. В качестве компаундирующих компонентов могут применяться легкие бензиновые фракции (н.к. 62°С) прямой перегонки нефти, изомеризаты и алкилаты.

2. Расчет установки гидроочистки бензивовой фракции, сырье реформинга (85-180)

Выходные данные:

1. Производительность установки по сырью G = 600000 т/год=73529,19 кг/ час

2. Характеристика сырья:

фракционный состав 85-180С

плотность p0 = 750 кг/м³

3. Содержание серы S0 = 1,3% (масс.)

в том числе меркаптановой Sм = 0,8% (масс.)

сульфидной Sс = 0,5% (масс.)

содержание ненасыщенных углеводородов СН = 16% (масс.) на сырье

4. Остаточное содержание микросиркы в гидрогенизат Sк = 0,0001%.

5. гидроочистка при давлении 4 МПа,

кратность циркуляции водородсодержащих газа к сырью х = 490 нм³/м³.

Степень или глубина обессеривание = 97,5%

2.1 Выход гидроочищенного топлива

Выход гидроочищенных топлива, Вб% (масс) на исходное сырье равна [1]:

Вб = 100-ВГ-?S (2.1)

где Вг - выход газа% (масс);

?S - выход количества изъятой из сырья серы соответственно на сырье,% (масс).

?S = S0-Sк = 1,3-0,0001 = 1,299% (масс.).

Вг = 0,3 * ?S = 1,299 * 0,3 = 0,38% (масс.)

Тогда выход бензина будет равна:

Вб= 100- 0,389- 1,299 = 98,31% (масс.)

2.2 Расход водорода на гидроочистку

Водород в процессе гидроочистки расходуется на:

1) гидрогенолиз сероорганических соединений (гидрообезсирчення);

2) гидрирования непредельных углеводородов;

3) потери водорода с потоками, уходят.

Расход водорода на сероорганические соединения определяется по формуле:

G1 = m * ?S (2.2)

где G1 - расход 100% водорода,% (масс) на сырье;

?S -количество серы, изъятая при гидроочистки,% (масс.) На сырье;

m - коэффициент, зависящий от характеристики сернистых соединений.

Значение m для свободной серы равна 0,0625, для меркаптанов - 0,062, циклических и олифатичних сульфидов - 0,125, дисульфидов - 0,0938, тиофенов - 0,250 и бензотиофена - 0,187.

Наиболее стабильны при гидроочистки тиофена соединения, поэтому при расчете принимаем, что вся остаточная сера (0,00001% масс. На сырье) в гидрогенизат тиофенового, а другие сероорганические соединения разлагаются полностью.

G1 = Sм*0,062 + Sс *0,125

G1 = 0,8*0,062 + 0,5*0,125=0,112%(мас.)

Расход водорода на гидрирования непредельных углеводородов равна:

G2 = 2?Cн / М (2.3)

где G2 - расход 100% - го водорода,% (масс.) на сырье;

?Cн - разница содержания ненасыщенных углеводородов в сырье и гидрогенизат, 1,14% (масс.) На сырье;

М - средняя молекулярная масса сырья.

Среднюю молекулярную массу сырья рассчитываем по следующей формуле

М = 44,29*0,750/1,03-0,750 (2.4)

М = 118,6

Принимая, что степень гидрирования непредельных углеводородов и гидрогенолиза соединений серы одинаковый, находим:

G2 = 2*16*0,975/118,6 = 0,26

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

Х = В / Кр (2.5)

где В, Х - мольные доли водорода в паровой и жидкой фазах, в равной мольной или объемной концентрации водорода в циркулирующем газе (85%);

Кр - константа фазового равновесия (для условий газосепаратора высокого давления при 40о С и 4 МПа, Кр = 30);

Х = 0,8/30 = 0,027

Потери водорода от растворения в гидрогенизат G3% (масс.) На сырье составляют

G3 = (2.6)

G3 =(0,027*2*100) / 0,027+(1-0,027)118,6

G3 =0,04% (мас.)

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

Механические потери G4 (% масс) на сырье уровне:

G4 = х*0,01* МН2 *100/(*22,4) (2.7)

Где, х - кратность циркуляции ВСГ, 500 нм³/м³

- Плотность сырья, 745 кг/м³

Таким образом:

G4 =490*0,01*2*100/(750*22,4)=0,058 %(мас).

2.3 Потери водорода с отдувом

На блок гидроочистки обычно подается водородсодержащих газ (ВВГ) из установок каталитического риформинга, в котором концентрация водорода колеблется от 70 до 85% (об.).

Состав водневмистного газа представлен в табл. 2.1.

Таблица 2.1-Склад водородсодержащих газа

Содержание компанента	Н2	СН4	C2Н6	C3Н8	C4Н10	C5+
% (об.)	85,0	7,0	5,0	2,0	1,0	-
% (мас.)	29,4	19,4	26,0	15,2	10,0	-

Для нормальной эксплуатации блока гидроочистки содержание водорода в циркулирующем газе должен быть не ниже 70% (об.)

Расчет химически реагирующего и сорбированного гидрогенизат водорода и газов гидрокрекинга рекомендуется на 100кг исходного сырья, так как при этом абсолютные значения расходных показателей можно использовать сразмерностью кг:

Vр = (G1 +G2+G3) *22,4/2

Vр = 0,412*22,4/2 = 4,61 м³

Vг.к =Вг*22,4/Мг.к

где Мг.к - средняя молекулярная масса газов гидрокрекинга; при одинаковом мольном содержании газов С1, С2, С3 и С4 она равна:

Мг.к = (16+ 30+ 44+ 58) / 4 = 37

Vг.к =0,54*22,4/37=0,32 м³

Количество углеводородных газов, абсорбированных жидким гидрогенизат, можно определить, если допустить, что циркулирующий водородсодержащих газ принятого состава находится в равновесии с жидким гидрогенизат.

Содержание отдельных компонентов в циркулирующем газе и константы фазового равновесия отдельных компонентов в условиях газосепаратора высокого давления (40^оС и 3,0 МПа) приведены в табл. 2.2 [4]

Таблица 2.2- Содержание отдельных компонентов в циркулирующем газе

содержание компонента	СН4	C2Н6	C3Н8	C4Н10
Уі, мол. доли	0,20	0,05	0,02	0,01
Константа фазового равновесия, Крі	3,85	1,2	0,47	0,18

Количество абсорбированного компонента в кг на 100 кг гидрогенизата равна:

gi = хи * Ми * 100 / М (2.8)

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

Vi = gi * 22,4 / Ми = * 100 * 22,4 / М (2.9)

Подставляя в это уравнение соответствующее значение хи = уи / Кри, получим содержание каждого компонента, растворенного в гидрогенизат:

VCH4 =(0,2*100,22,4)/(3,85*118,6) =0,98

VC2H6 =(0,2*100,22,4)/(3,85*118,6) = 0,786

VC3H8 =(0,2*100,22,4)/(3,85*118,6) = 0,80

VC4H10 = (0,2*100,22,4)/(3,85*118,6) =1,049

Суммарный объем абсорбированных газов равна ?vi = 3,616 м³.

Балансовый объем углеводородных газов, поступающих в газосепаратор (газы гидрокрекинга и внесены со свежим ВВГ) равны:

Vр*(1 - уо) + Vг.к < ?vi (2.10)

4,61*(1-0,85)+0,33 = 1,021 < ?vi

Поскольку не равенство соблюдается, возможна работа без отдува части циркулирующего ВВГ. Таким образом, общий расход водорода в процессе гидроочистки будет состоять из водорода, поглощаемого в сепараторе высокого давления и механически утраченного:

G Н2 = G1 + G2 + G3 + G4 (2.11)

G Н2 = 0,112+,0,26 + 0,04 + 0,058 = 0,47% (масс.)

расход свежего всг на гидроочистку равна

= GН2 / 0,29 (2.12)

где 0,29- содержание водорода в свежем водородсодержащих газе,% (масс.).

=0,47/0,29=1,62% (масс.)

Получение значения расхода водорода и свежего ВВГ дальше будут использованы при составлении материального баланса установки и реактора гидроочистки.

2.4 Материальный баланс установки

Рассчитываем выход сероводорода:

ВH2S = ?S * MH2S / MS = 1,299*34/32 = 1,38 масс.) (2.13)

Таким образом, балансовой сероводородом поглощается 0,004% (масс.) Водорода (1,38-1,299= 0,081%).

Количество водорода, вошедшего при гидрировании в состав гидрогенизата, равна:

G1+ G2-0,081 = 0,1121 + 0,26 - 0,081 = 0,291 % (мас) (2.14)

Уточненный выход гидрогенизата:

98,31 + 0,081 = 98,6% (масс.) (2.15)

Выход сухого газа, вышедшего из установки, состоит из углеводородных газов, поступающих со свежим ВВГ, газов, образующихся при гидрогенолиза, а также абсорбированного гидрогенизат водорода:

1,62 * (1 - 0,29) + 0,54+ 0,04 = 1,64% (масс.) (2.16)

На основе полученных данных можно составить материальный баланс установки (табл. 5.3).

На основе полученного материального баланса проведен расчет реакторного блока установки гидроочистки.

2.5 Материальный баланс реактора

В реактор поступает сырье, свежий водородсодержащих газ и циркулирующий водородсодержащих газ (ЦВВГ).

Состав ЦВCГ приведены ниже в табл. 2.3.

Таблица 2.3 - Склад ЦВCГ

	Н2	СН4	С2Н6	С3Н8	С4Н10
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 молекулярнвя масса

= ? Мі у? i (2.17)

2* 0,72 + 16* 0,200 + 30* 0,050 +44*0,020 + 58*0,010 = 7,6 кг/кмоль

Расход ЦВВГ на 100 кг сырья Gц можно найти по формуле:

Gц =100*x*My/*22,4 (2.17)

где - кратность циркуляции ВВГ, 150 нм³/м³;

- Средняя молекулярная масса ЦВВГ, 7,6 кг / кмоль;

- Плотность сырья, 745 кг/м³;

Gц =100*490*7,6/750*22,4

Gц =22,16 кг

На основании данных материального баланса гидроочистки (табл. 2.4) составляем материальный баланс реактора (табл. 2.4).

* С 365 дней установка 340 дней перерабатывает сырье, 22 дня - ремонт установки, 3 дня регенерация катализатора.

** Механические потери водорода и выход сероводорода учтены в балансе углеводородного газа.

Таблица 2.4

Найменування	% (мас.)	т/год	т/доб.*	кг/час
Взято:
Сировина фр. 85-1800С	100,00	600 000	1764,7	73529,19
Водород содержащии газ в том числе 100 % Н2	1,62 0,47	9720 2820	28,58 8,29	1190,83 345,41
?	101,62	609720	1793,28	74720,02
получено:
бензин	98,60	591600	1739,99	72499,6
сероводород	1,38	8280	24,35	1014,58
Сухой газ	1,64	9840	28,94	1205,83
?	101,62	609720	1793,28	74720,02

Таблица 2.5 - Материальный баланс реактора гидроочистки

Найменування	% (мас.)	кг/год.
Взято:
Сырье фр. 85 - 1800С	100	73529,19
Свежий водородсодержащих газ	1,62	1190,83
Циркулирующий водородсодержащих газ	22,16	16294,06
?	123,78	91014,08
Отримано:
Безин	98,6	72499,6
Сероводород	1,38	1014,58
Циркулюючий водневмісний газ	22,16	16294,06
Сухой газ	1,64	1205,83
?	123,78	91014,08

2.6 Тепловой баланс реактора

Уравнение теплового баланса реактора гидроочистки можно записать так:

Qc + Qц + Qs + Qг.н = ? Qсм, (2.18)

где Qc, Qц - тепло, которое вносится в реактор со свежей сырьем и циркулирующим водородсодержащих газом;

Qs, Qг.н - тепло, которое выделяется при протекании реакций гидрогенолиза сернистых и гидрирования непредельных соединений;

? Qсм - тепло, которое выводится из реактора реакционной смесью.

Средняя теплоемкость реакционной смеси при гидроочистке не слишком меняется в ходе процесса, так тепловой баланс реактора можно записать так:

гидроочистка каталитический риформинг топливо

G c tо + ?S qs + ?Сн qн = G c t (2.19)

t = tо + (?S qs + ?Сн qн) / G c (2.20)

где G - суммарное количество реакционной смеси,% (масс.);

c средняя теплоемкость реакционной смеси, кДж / (кг * К);

?S, ?Сн - количество серы и непредельных углеводородов, удаленных из сырья,% (масс.);

t, tо - температуры на входе в реактор и при удалении серы ?S, С;

qs, qн - тепловые эффекты реакций гидрирования сернистых и непредельных соединений, кДж / кг.

1. Значение t^о определяют для каждой пары катализатор-сырье в интервале 250-380 С. Для заданной пары катализатор-сырье приму температуру 350°С.

2.Сумарна количество реакционной смеси на входе в реактор составляет 107,14кг (табл. 5.5).

3. Количество серы, изъятой из сырья ?S = 0,05999%. Глубину гидрирования непредельных углеводородов можно принять равной глубине знесирення

?Сн = Сн *0,975 = 10*0,975 = 9,75 %(мас.) (2.20)

4. Килькисть тепла, которое выделяется при гидрогенолиза сернистых соединений (на 100кг сырья) при заданной глубине знесирення, равной 0,99, составляет

Qs = ?qsi * gsi (2.21)

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

gsi - количество, разложенных сероорганических соединений, кг (при расчете на 100кг сырья. Оно численно равна содержимому отдельных сероорганических соединений в% масс.)

тогда:

Qs = 0,8 * 2100 + 0,3 * 3500 + 0,3 = 2730 кДж.

5. Количество тепла, которое выделяется при гидрировании ненасыщенных углеводородов, равна 2616,47 кДж/моль.

тогда:

Qн = ?Сн * q н / М (2.22)

Qн = 9,75 * 126000 / 118,6 = 10358,34 кДж.

6.Середню теплоемкость циркулирующего водородсодержащих газа находят на основании данных по теплоемкости отдельных компонентов (табл. 2.6)

Таблица 2.6 - Теплоемкость индивидуальных компонентов [8]

Теплоємність	Н2	СН4	С2Н6	С3Н8	С4Н10
Ср , кДж/(кг*К)	14,57	3,35	3,29	3,23	3,18
Ср , ккал/(кг*0С)	3,48	0,800	0,786	0,772	0,760

Теплоемкость циркулирующего водородсодержащих газа можно найти по формуле:

Сцен = ? СрІ * уІ (2.23)

где СрІ - теплоемкость отдельных компонентов с учетом поправок на температуру и давление, кДж / (кг*К);

уи - массовая доля каждого компонента в циркулирующем газе (табл.5.4).

тогда:

Сцен = 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 180°С определяют по графику [18]:

І180 = 682 кДж/кг.

Поправку на давление заходят по значениям приведенных температуры и давления. Абсолютная критическая температура сырья определяется с использованием графика [19], Ткр = 575 К.

Приведенная температура равна:

Тпр = 180+273 / 575 = 350 + 273/653 = 0,78 (2.24)

Критическое давление сырья рассчитывается по формуле:

Ркр = 0,1 * ТКр * К / МС (2.25)

где К = (1,216 (Тср) )1/3)/) (2.26)

К = 1,216 * (132,5+273) 1/3 / 0,75=12,43

Ркр = 0,1 * 575 · 12,43 · / 118,6 = 6,02 МПа,

Тогда: Рпр = Р / Ркр (2.27)

Рпр = 4/ 6,02 = 0,66

Для найденных значений Тпр и Рпр по рис.1.17 [21]:

?І*М /4,2Т = 6,93 (2.28)

?І = 6,93*4,2*1(80+273)/ 118,6 = 111,17 кДж/кг.

Энтальпия сырья с поправкой на давление равно:

І180 = 682 - 111,17= 570,83 кДж / кг.

Теплоемкость сырья с поправкой на давление равно:

Стр = 570,83/ 180 = 3,17кДж / (кг · К).

8. Середня теплоемкость реакционной смеси составляет:

c = (Сс * 100 + Сц * (1,62+7,16)) / 123,78 (2.29)

c = 3,17 * 100 + 5,45 * 23,78/ 123,78 =3,6 кДж / (кг · К).

Подставив найденные величины в уравнение (5.26), находят температуру на выходе из реактора t:

t = 350 + ((2730+ 10358) / (123,78 * 3,6)) = 209,3°С: (2.30)

2.7 Расчет размеров реактора

Объемную скорость подачи сырья принимаем соответствии с техническими данными ? = 4,5 час-1.

Необходимый объем катализатора в реакторе Vк рассчитывается по формуле:

Vк = Gс / (? * ?) = 73529,4/ 750*4.5= 21,70 м³ (2.31)

По найденному значению V к вычисляем геометрические размеры реактора гидроочистки.

Принимают цилиндрическую форму реактора и соотношение высоты к диаметру 2: 1, или Н = 2D.

тогда:

Vр = ? · D2 · H / 4 = 2 ? D3 (2.32)

Диаметр реактора равна:

D = [V к / 2?]1/3 (2.33)

D=(21,7/6,28)1/3 =1,51

Высота слоя катализатора составляет Н = 2D = 3,02 м

Заключение

Гидроочистка бензина является важнейшим процессом современной нефтепереработки и нефтехимии. Он служит для удаления из нефтяных фракции таких нежелательных компонентов как сера ,азот,кислород и металлогранические соединения а также для гидрирования олефинов и диеноных углеводородов.

Бензиновые фракции прямой перегонки нефти термического крекинга и коксования подвергают гидроочистке с целью подготовки качественного сырья каталитического риформинга до содержания серы менее 1 г/т азота менее 1 г/ти отсустсвия кислорода и олефинов

Список литературы

1. Пичугин А.П. Переработка нефти. М.: Гостоопттехиздат, 1960 г.

2. Смидович Е.В. Технология переработки нефти и газа. Часть вторая. М.: Химия, 1968 г.

3. Суханов В.П. Каталитические процессы в нефтепереработке. М., "Химия", 1973 г.

4. Сулимов А.Д., Осипов Л.Н. Гидрогенизационные процессы в нефтепереработке. М., "Химия", 1971 г.

5. С.А. Фарамазов. Оборудование нефтеперерабатывающих заводов и его эксплуатация. М., "Химия", 1978 г.

6. Бесков B.C., Флок В. Моделирование каталитических процессов и реакторов. М.: Химия, 1991 г., 256 с.

7. Михайлова И.Л. Катализаторы риформинга бензиновых фракций. Промышленные катализаторы. Под научной редакцией А.А. Самахова. Новосибирск: Институт катализа СО АН СССР, 1977 - Вып. 7 - с. 37-40.

8. Эрих В.Н., Расина М.Г., Рудин М.Г., Химия и технология нефти и газа, 3 изд., М., 1985 г.

9. Альбом технологических схем процессов переработки нефти и газа. Под редакцией Бондаренко Б.И. М.: РГУ, 2003 г. 196 с.

10. Ахметов С.А. Технология и оборудование процессов переработки нефти и газа. Санкт-Петербург: Недра, 2006 г., 868 с.

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

12. Кузнецов А.А., Кагерманов СМ., Судаков Е.Н. Расчеты процессов и аппаратов нефтеперерабатывающей промышленности. 1974 г.

13. Смидович Е.В. ТПНГ. Ч. 2 1980 г. Технологический расчет реакторов процесса катриформинга.

14. Конструкционные материалы: Справочник Б.Н. Арзамасов, В.А. Брострем, Н.А. Буше и др.; Под общ. ред. Б.Н. Арзамасова. - М.: Машиностроение, 1990. - 688 с.

15. ГОСТ 14249-89. Сосуды и аппараты. Нормы и методы расчета на прочность. - М.: Издательство стандартов,1989. - 79 с.

16. ГОСТ 24755-89 Сосуды и аппараты. Нормы и методы расчета на прочность укрепления отверстий. - М.: Издательство стандартов,1989. - 79 с.

17. Тимонин А.С. Основы конструирования и расчета химико-технологического и природоохранного оборудования: Справочник. Т.1. - Калуга: Издательство Н.Бочкаревой, 2002. - 852 с.

18. Михалев М.Ф. и др. Расчет и конструирование машин и аппаратов химических производств: Примеры и задачи. - Л.: Машиностроение, 1984 - 301 с.

Размещено на Allbest.ru

...