Поточная схема завода комплексной переработки Новодмитриевской нефти с получением максимального количества среднедистиллятных топлив. Расчет установки гидроочистки керосиновой фракции

Алюмоникельмолибденовый катализатор менее активен в реакциях насыщения непредельных соединений, зато более активен в отношении насыщения ароматических углеводородов (10-50 % по сравнению с АКМ) и гидрирования азотистых соединений (на 10 - 18% выше, чем с АКМ). Но вместе с тем он быстро теряет высокую первоначальную активность.

Алюмокобальтвольфрамовые и алюмоникельвольфрамовые катализаторы с содержанием гидрирующих металлов до 25% по своей структуре в оксидной и сульфидной форме близки к АКМ системам.

Алюмоникельмолибденовый катализатор на силикатном носителе имеет тот же состав гидрирующих компонентов, что и АНМ катализатор. Но за счет добавления к окиси алюминия 5-7% двуокиси кремния увеличивается механическая прочность и термостабильность катализатора, а также улучшается его гидрирующая активность. Однако при длительном воздействии водного пара снижается прочность катализатора.

В настоящее время в связи с вовлечением в процесс гидроочистки утяжеленных высокосернистых дизельных фракций, фракций термической переработки нефти возникла большая потребность в применении цеолитсодержащих катализаторов, представляющих собой, в основном, модифицированный цеолитом в РЭЗ-форме АКМ или АНМ катализатор. Такие катализаторы отличаются повышенной активностью, пониженным содержанием активных компонентов и большим сроком службы.

При выборе катализатора необходимо учитывать, что хорошие результаты гидроочистки сырья при определенном режиме не означают, что такие же результаты получатся при работе на другом сырье или в других условиях. Даже при гидроочистке средних дистиллятов разного происхождения результаты гидроочистки на одном и том же катализаторе будут неодинаковы. Поэтому катализатор должен пройти промышленную проверку на конкретном виде сырья, причем по результатам испытаний выбирается катализатор со степенью обессеривания 90-95%.

Основные факторы процесса:

Температура.

Правильно выбранный интервал рабочих температур обеспечивает как требуемое качество, так и длительность безрегенерационного пробега и общего срока службы катализатора. Для всех видов сырья сохраняется закономерность: степень обессеривания возрастает с повышением температуры при том же уровне активности катализатора.

Интервал оптимальных температур гидроочистки зависит от качества исходного сырья, от условий проведения процесса, от потери активности катализатора с течением времени и лежит в пределах 300-380 єС. Но наиболее целесообразно весит процесс при максимальной температуре, не вызывающей коксообразования.

Давление.

Повышение давления в системе при неизменных прочих параметрах процесса вызывает увеличение степени обессеривания сырья уменьшение коксообразования и продление срока службы катализатора. Вместе с тем с повышением общего давления гидроочистки растет и парциальное давление водорода.

Поэтому процесс гидроочистки проводится при общем давлении в системе 2-5 МПа и при парциальном давлении водорода не ниже 1,8 МПа.

Объемная скорость подачи сырья

Для каждого вида сырья определяется своя максимально допустимая объемная скорость, и процесс гидроочистки ведут именно при этой скорости подачи сырья.

Подбор объемной скорости подачи сырья следует осуществлять с учетом того, что для всех видов сырья степень обессеривания возрастает с понижением объемной скорости. Однако вместе с тем снижается и количество пропускаемого через реактор сырья, а, следовательно, и производительность установки. Увеличение же объемной скорости сырья приводит к снижению всех каталитических и термических реакций. Однако при этом уменьшается расход водорода и образование кокса на катализаторе.

Для процесса гидроочистки дизельных реакций принята объемная скорость подачи сырья равная 4-6 час^-1.

Циркуляция водородсодержащего газа.

В настоящее время в промышленности применяется в основном гидроочистка с рециркуляцией водородсодержащего газа, т.к. при этом возрастает скорость реакции и уменьшается коксообразование на катализаторе.

Для процесса гидроочистки дизельных фракций принята кратность циркуляции водородсодержащего газа, считая на 100% водород, не менее 160-200 нм³/м³ сырья.

Содержание водорода в циркуляционном газе не менее 70 % об. Содержание сероводорода не должно превышать 0,1% об.

Активность катализатора.

Чем выше активность катализатора, тем с более высокой объемной скоростью можно проводить процесс и достигать большей глубины обессеривания.

Все катализаторы гидроочистки устойчивы к отравлению. Однако присутствие в поступающем в реактор свежем водородсодержащем газе окиси углерода несколько снижает активность катализатора. Поэтому для достижения максимальной эффективности работы катализатора не рекомендуется допускать содержание СО в водородсодержащем газе выше 0,1% (об.).

Таким образом, изучение важнейших параметров процесса показал, что степень обессеривания и глубина гидрирования непредельных соединений возрастают с повышением температуры и давления, с увеличением кратности циркуляции и с уменьшением объемной скорости подачи сырья

Таблица 37. Технологические параметры промышленной установки гидроочистки керосиновых фракций

Параметры процесса гидроочистки керосиновой фракции	Показатели
Давление, МПа	2,5-3,0
Температура, °С:
в начале цикла	280-300
в конце цикла	360-380
Объемная скорость подачи сырья, ч-1	до 10
Кратность циркуляции ВСГ, нм3/м3сырья	100-200
Содержание водорода в водородсодержащем газе, % об. не менее	80
Парциальное давление водорода, МПа	1,5 - 2,2
Тип катализатора	АКМ, АНМС, ГО-70, ГП-497т, ГКД-205, ГКД-300, РК-233,234, DN - 200, DC-130, ТК 554,556, и др
7.Срок службы катализатора, лет:
До первой регенерации	2
Общий срок (всего)	5-7

7.4 Описание технологической схемы

Сырье 8.2, свежий и циркулирующий водородсодержащий (ЦВСГ) газы 4.5 нагреваются в теплообменнике T-1 и в печи П и подаются в реактор Р. Реакционная смесь после реактора Р охлаждается в теплообменнике T-1, холодильнике Х-1 и поступает в газосепаратор высокого давления С-1, в котором циркулирующий ВСГ отделяется от жидкого гидрогенизата. Циркуляционный газ после очистки от сероводорода моноэтаноламином в абсорбере А-1 циркуляционным компрессором К возвращается в реакторный блок, а часть ЦВСГ 4.8 отдувается. Жидкий гидрогенизат направляется в газосепаратор низкого давления С-2. Десорбированные из гидрогенизата углеводородные газы 4.6 после очистки моноэтаноламином в абсорбере А-2 выводится с установки.

Гидрогенизат из газосепаратора С-2 направляется в колонну КР-2 для отгонки бензина 8.1. Снизу колонны КР-2 выводится целевой продукт - гидроочищенный керосин 8.7. ,который охлаждается в теплообменнике Т-3. Моноэтаноламин, насыщенный сероводородом, из абсорберов А-1 и А-2 направляется в десорбер КР-1, с верха которого выводится сероводород 5.2, а с низа - регенерированный моноэатноламин, который после охлаждения в теплообменнике Т-2 и холодильнике Х-2 подается в абсорберы А-1 и А-2.



8. Технологический расчёт

8.1 Материальный баланс установки на типовую мощность

Материальный баланс установки на типовую мощность

В схемы перспективных нефтеперерабатывающих заводов обязательно включают процессы гидроочистки керосиновых фракций, полученных при прямой перегонке нефти. Гидроочистка либо входит в состав комбинированной установки, либо включается в схему завода в виде отдельной установки. Годовая мощность по сырью вводимых в действие типовых установок гидроочистки составляет 2 млн [9].

Исходные данные для расчета:

1. Годовая производительность установки по сырью, 2000 тыс. т/год .

2. Характеристика сырья: фракционный состав 150-230°С; плотность р_о=814,3 кг/м³,Содержание серы S₀=0,54% (масс.), в том числе меркаптановой S_м=0,03 %( масс.), сульфидной S_c = 0,27% (масс), дисульфидной, S_д=0,05% (масс.) и тиофеновой S_т = 0,7% (масс); содержание непредельных углеводородов 10% (масс.) на сырье.

3. Остаточное содержание серы в очищенном керосине S_K <0,054% (масс), т. е. степень, или глубина гидрообессеривания должна быть 90%.

4. Гидроочистка проводится на алюмокобальтмолибденовом катализаторе при давлении Р = 4 МПа, кратности циркуляции водородсодержащего газа к сырью х=200 нм3/м3.

5. Кинетические константы процесса: k ₀ =4,62*10⁶ , Е = 67 040 кДж/моль,n=2.

Выход гидроочищенного топлива.

Выход гидроочищенного керосина B_к , % (масс.) на исходное сырье равен:

,

где B_б, В_г , ?S --выходы бензина, газа и количество удаленной из сырья серы соответственно на сырье, % (масс).

Бензин и газ образуются преимущественно при гидрогенолизе сернистых соединений. При средней молекулярной массе 170, в 100 кг сырья содержится 100:170 = 0,59 кмоль, 0,54 кг серы содержат 0,54:32=0,016 кмоль серы, т. е. серосодержащие молекулы составляют 3% общего числа молекул. Если принять равномерное распределение атомов серы по длине углеводородной цепочки, то при гидрогенолизе сероорганических соединений с разрывом у атома серы выход бензина и газа составит

В_б = ?S = 0,49% (масс.); В_г = 0,3?S= 0,14% (масс.);

Тогда выход керосина будет равен :

B_к=100-0,49-0,14-0,49 = 98,8% (масс).

Полученная величина в дальнейших расчетах уточняется после определения количества водорода, вошедшего в состав керосина при гидрогенолизе сернистых соединений и гидрировании непредельных углеводородов

Расход водорода на гидроочистку

Водород в процессе гидроочистки расходуется на: 1) гидрогенолиз сероорганических соединений, 2) гидрирование непредельных углеводородов, 3 ) потери водорода с отходящими потоками (отдувом и жидким гидрогенизатом). Расход водорода на гидрогенолиз сероорганических соединений можно найти по формуле:

G₁= m?S,

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

?S -количество серы, удаляемое при гидроочистке, % (масс.) на сырье;

m -коэффициент, зависящий от характера сернистых соединений.

Поскольку в нефтяном сырье присутствуют различные сернистые соединения, определяется расход водорода на гидрогенолиз каждого из них, и полученные результаты суммируются. Значение m для свободной серы равно 0,0625, для меркап­

танов-0,062, циклических и алифатических сульфидов -0,125, дисульфидов -0,0938, тиофенов -- 0,250 и бензтиофенов -0,187.

Наиболее стабильны при гидроочистке тиофеновые соединения, поэтому при расчете принимаем, что вся остаточная сера (0,054% масс, на сырье) в гидрогенизате -тиофеновая, а остальные сероорганические соединения разлагаются полностью.

При этом получаем:

G₁=0,03*0,062+0,27*0,125+0,05*0,0938 +(0,7-0,056)*0,2 5=0,2.

Расход водорода на гидрирование непредельных углеводородов равен :

G₂=2?C_н /M,

где G₂ -- расход 100%-го водорода, % (масс.) на сырье; ?С_н -разность сод. непред. УГВ в сырье и гидрогенизате, % (масс.) на сырье, считая на моноолефины;

М -- средняя молекулярная масса сырья.

Среднюю молекулярную массу сырья рассчитываем по следующей эмпирической формуле:

Принимая, что степень гидрирования непредельных углеводородов и гидрогенолиза сернистых соединений одинакова, находим:

.

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

x'_H2 = y_H2'/Kр = 0,8/30 = 0,027,

где x'_H2, y_H2'-- мольные доли водорода в паровой и жидкой фазах.

Kр -константа фазового равновесия .

Потери водорода от растворения в гидрогенизате G₃ (%масс.) на сырье составляют:

.

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 равны:

где х -- кратность циркуляции водородсодержащего газа, нм3/м3 ;

р -- плотность сырья, кг/м

Таким образом С₄ = 200*0,01*2*100/(814*22,4) =0,021% (масс).

Потери водорода с отдувом.

Общий расход водорода в процессе гидроочистки будет складываться из водорода, поглощаемого при химической реакции, абсорбируемого в сепараторе высокого давления и механически теряемого:

Расход свежего ВСГ на гидроочистку равен:

,

где 0,29 содержание водорода в СВСГ, %масс.

Материальный баланс установки.

На основе полученных данных можно составить материальный баланс установки.

Вначале рассчитываем выход сероводорода:

Таким образом, балансовым сероводородом поглощается 0,03% (масс.) водорода (0,52--0,49=0,03%).

Количество водорода, вошедшего при гидрировании в состав керосина, равно:

Уточненный выход гидроочищенного керосина:

B_к =98,8+0,27=99,04% (масс).

Выход сухого газа, выводимого с установки, складывается из углеводородных газов, поступающих со свежим ВСГ, газов, образующихся при гидрогенолизе, а также абсорбированного гидрогенизатом водорода:

Таблица.38.Материальный баланс установки на типовую мощность.

Приход
Статьи прихода/расхода	% на фр.	т/год	т/сутки	кг/час
150-230	100,00	2000000,00	5882,35	245098,04
ВСГ	1,19	23800,00	70,00	2916,67
Водород	0,347	6940,00	20,41	850,49
Сумма	101,19	2023800,00	5952,35	248014,71
Расход
Керосиновая фр	99,07	1981400,00	5827,65	242818,63
Бенз.отгон	0,49	9800,00	28,82	1200,98
УВ газ	0,14	2800,00	8,24	343,14
Cухой газ	0,97	19400,00	57,06	2377,45
Сероводород	0,52	10400,00	30,59	1274,51
Сумма	101,19	2023800,00	5952,35	248014,71

Материальный баланс реактора.

В реактор поступает сырьё ,свежий ВСГ и циркулирующий ВСГ. Состав ЦВСГ приведён ниже:

Средняя молекулярная масса ЦВСГ М_Ц равна:

Расход ЦВСГ на 100 кг сырья G_Ц можно найти по формуле:



Таблица.39.Материальный баланс реактора гидроочистки .

Приход
Статьи прихода/расхода	% на фр.	т/год	т/сутки	кг/час
150-230	100,00	2000000,00	5882,35	245098,04
ВСГ	1,19	23800,00	70,00	2916,67
ЦВСГ	8,33	166600,00	490,00	20416,67
Сумма	109,52	2190400,00	6442,35	268431,37
Расход
Керосиновая фр	99,07	1981400,00	5827,65	242818,63
Бенз.отгон	0,49	9800,00	28,82	1200,98
УВ газ	0,14	2800,00	8,24	343,14
Cухой газ	0,97	19400,00	57,06	2377,45
Сероводород	0,52	10400,00	30,59	1274,51
ЦВСГ	8,33	166600,00	490,00	20416,67
Сумма	109,52	2190400,00	6442,35	268431,37

Материальный баланс установки по разработанной схеме.

Исходные данные:

годовая производительность установки по сырью, тыс. т/год 1258

продолжительность сырьевого цикла, сутки 335

температура газосырьевой смеси на входе в реактор, 0С 390

давление газосырьевой смеси на входе в реактор, МПа 4,0

давление газопродуктовой смеси на выходе из реактора, Мпа 4,0

объемная скорость подачи сырья, ч-1 5,0

отношение водород : сырье, нм³/м³ сырья 200

Определение часовой производительности установки.

Объемную часовую производительность определяем по формуле:

где W_c -- объемная производительность установки;

G_c - годовая производительность установки (900 тыс. тонн/год);

- продолжительность сырьевого цикла (для установок гидроочистки дизельного топлива 335 сут);

- плотность сырья установки (814,3 кг/м³).

Расчет расхода свежего водородсодержащего газа (СВСГ)

Водород в процессе гидроочистки дизельного топлива расходуется на гидрогенолиз серо-, азот-, кислород- и металлоорганических соединений, на гидрирование непредельных и ароматческих углеводородов. Часть водорода растворяется в гидрогенизате и теряется с углеводородными газами при их последующем выделении из гидрогенизата. Часть водорода также теряется с газами отдува, которые выводятся из системы циркуляции водородсодержащего газа на установке и заменяются свежим водородсодержащим газом со стороны для поддержания необходимой концентрации водорода в ЦВСГ. Кроме того, имеют место механические потери водорода за счет утечки через неплотности.

Водород в составе СВСГ, необходимый для проведения гидрогенизационного процесса, поступает с установок каталитического риформинга или со специальных установок производства водорода. Характеристика СВСГ, который используется на установке гидроочистки дизельного топлива приведена в п.1 настоящего курсового проекта.

Таблица 40.Состав свежего ВСГ.

Показатель	Н2	СH4	C2H6	C3H8	?C4
Содержание компонента wi ,% масс	29,484	23,2	23,6	14,22	9,5

Массовый расход водорода определяем по формуле: , где G_H2-массовый расход водорода, кг/ч; C_H2-расход водорода в расчете сырье, %масс.

Массовый расход СВСГ, подаваемого со стороны, рассчитываем по формуле:

,

где G_свсг - массовый расход СВСГ, кг/ч;

w_H2 - концентрация водорода в СВСГ, %масс.

Зная массовый расход СВСГ, определяем его расход в расчете на сырье:

,

где С_свсг - расход СВСГ в расчете на сырье, %масс.

Таблица 41.Материальный баланс установки гидроочистки керосина.

Приход
Статьи прихода/расхода	% на фр.	% на нефть	т/год	т/сутки	кг/час
150-230	100	14,8	1258000	3700	154166,67
Водород	0,25	0,04	3145	9,25	385,42
ВСГ	0,84	0,12	10567,2	31,08	1295
Сумма	100,84	14,92	1268567,2	3731,08	155461,67
Расход
Керосиновая фр ТС-1	98,14	14,52	1234601,2	3631,18	151299,17
Бенз.отгон	1,1	0,16	13838	40,7	1695,83
УВ газ	1	0,15	12580	37	1541,67
Сероводород	0,2	0,03	2516	7,4	308,33
Потери	0,4	0,06	5032	14,8	616,67
Сумма	100,84	14,92	1268567,2	3731,08	155461,67

Расчет расхода циркулирующего водородсодержащего газа (ЦВСГ)

Расход циркулирующего водородсодержащего газа (ЦВСГ) при работе установок гидроочистки керосина выбираем на основании литературных данных . При заданной производительности установки по свежему сырью объем ЦВСГ определяем по формуле:

где V_цвсг - объемный расход ЦВСГ, нм³/ч;

-- кратность циркуляции ЦВСГ, нм³/м³ сырья.

Массовый расход циркулирующего водородсодержащего газа определяем из соотношения

где G_цвсг - массовый расход ЦВСГ, кг/ч; М_цвсг -- молярная масса ЦВСГ, кг/кмоль.

Молекулярную массу ЦВСГ определяем по формуле:

где M_i - молекулярная масса компонента ЦВСГ, кг/кмоль;

y_i - мольная концентрация компонента ЦВСГ.

Расход ЦВСГ в расчете на сырье:

Таблица 42.Материальный баланс реактора гидроочистки керосиновой фракции.

Приход
Статьи прихода/расхода	% на фр.	% на нефть	т/год	т/сутки	кг/час
150-230	100	14,8	1258000	3700	154166,67
Свежий ВСГ	0,84	0,12	10567,2	31,08	1295
ЦВСГ	8,34	1,23	104917,2	308,58	12857,5
Сумма	109,18	16,16	1373484,4	4039,66	168319,17
Расход
Керосиновая фр ТС-1	98,14	14,52	1234601,2	3631,18	151299,17
Бенз.отгон	1,1	0,1628	13838	40,7	1695,83
УВ газ	1	0,148	12580	37	1541,67
Сероводород	0,2	0,0296	2516	7,4	308,33
ЦВСГ	8,34	1,23	104917,2	308,58	12857,50
Потери	0,4	0,06	5032	14,8	616,67
Сумма	109,18	16,16	1373484,4	4039,66	168319,17

8.2 Тепловой баланс реактора гидроочистки

Уравнение теплового баланса реактора гидроочистки можно записать так:

Q_c+Q_всг +Q_s+Q_г.н=?Q_см.

где Qc, Qвсг--тепло, вносимое в реактор со свежим сырьем и циркулирующим водородсодержащим газом;

Qs, Qг.н --тепло, выделяемое при протекании реакций гидрогенолиза

сернистых и гидрирования непредельных соединений;

?Qсм -- тепло, отводимое из реактора реакционной смесью.

Средняя теплоемкость реакционной смеси при гидроочистке незначительно изменяется в ходе, процесса, поэтому тепловой баланс реактора можно записать в следующем виде:

где G-суммарное количество реакционной смеси, %масс.

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

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

t_o,t --температуры на входе в реактор и выходе , °С;

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

Ниже последовательно определены численные значения всех членов, входящих в уравнение:

1.Значение t₀ принимаем равным 390°С.

2. Суммарное количество реакционной смеси на входе в реактор составляет 109,18 кг.

3. Количество серы, удаленное из сырья, ?S=0,34% (масс)

4. Глубину гидрирования непредельных углеводородов можно принять равной глубине обессеривания ?С_н = 0,17*0,9 = 0,15% (масс.)

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

Q_s=?g_si*q_si ,

где g_si -- количество разложенных сероорганических соединений (при

расчете на 100 кг сырья оно численно равно содержанию отдельных сероорганических соединений в % масс).

q_si -- тепловые эффекты гидрогенолиза отдельных сероорганических соед.,кДж/кг [10,стр.161-192]

Таблица 43.Значения тепловых эффектов гидрогенолиза отдельных сероорганических соединений.

Содержание сернистых соед.	% масс	Тепловой эффект qi,кДж/кг
S0(всего)	0,54	19360
Меркаптановая	0,03	2100
Сульфидная	0,27	3500
Дисульфидная	0,05	5060
Тиофеновая	0,19	8700

Таким образом Qs= 2922,2 кДж.

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

Q_н=?с_н*q_н/М= 112,7 кДж

6.Среднюю теплоемкость циркулирующего и свежего водородсодержащего газа находят на основании данных по теплоемкости отдельных компонентов[10,стр 161-192]

где теплоёмкость отдельных компонентов с учётом поправок на t и p,кДж/(кг*К);

yi- массовая доля каждого компонента в ЦВСГ.

Таблица44.Теплоёмкость индивидуальных компонентов

показатель	H2	CH4	C2H6	C3H8	C4H10
сp, кДж/(кг*K)	14,57	3,35	3,29	3,23	3,18
yi, мас.доля ЦВСГ	0,192	0,427	0,201	0,103	0,077
yi, мас.доля ВСГ	0,274	0,238	0,247	0,145	0,096

Сцвсг=5,47 кДж/(кг*К);

Свсг=6,38 кДж/(кг*К)

Энтальпию паров сырья при t₀=390⁰C определим по приложению 3 [11, стр.332];

Поправку на давление находим по значениям приведённых температур и давлений.

Абсолютная критическая температура сырья определяется с использованием графика, представленного на рис. 1.14.,[9,стр.60].

Характеризующий фактор определяется по формуле:

К==

Ткр=560 К.

Находим приведенную температуру Т по формуле

Критическое давление сырья вычисляем по формуле:

А=6,3 - для светлых н.п

Для найденных значений Tпр и Pпр:

[9,стр.61]

Энтальпия сырья с поправкой на давление равна:

Теплоёмкость сырья с поправкой на давление:

С_с=2,99 кДж/кг*К

Средняя теплоёмкость реакционной смеси составляет:

c=(Сс*100+Свсг*0,84+Сцвсг*8,34)/109,18=3,21(кДж/кг*К)

Находим температуру на выходе из реактора:

8.3 Расчёт размеров реактора гидроочистки

Диаметр реактора принимаем согласно заводским данным равным D=2600 мм.

Высота слоя катализатора:

где V_кат -объём слоя катализатора;

F- площадь поперечного сечения реактора.

где G_с- производительность реактора , кг/ч;

- плотность сырья при 20 ⁰С;

v- объёмная скорость подачи сырья, ч^-1.

Общая высота катализатора:

где H_цил.-высота цилиндрической части реактора, м;

H_дн.-высота двух полусферических днищ, м;

Hдн. = 2*r =D= 2,6 м.

где H_ф.ш -высота слоя фарфоровых шариков,

Н_ф.ш.=0,6 м.(заводские данные);

H_цил.=5,1+0,6 =5,7 м.

H_общ=5,7+2,6=8,3 м.

8.4 Расчёт печи

Расчет печи, служащей для нагрева газосырьевой смеси перед входом в реактор, сводится к определению тепловой мощности, поверхности нагрева, числа труб в конвекционной и радиантной камерах, коэффициента полезного действия и расхода топлива. Методика расчета [13].

Температуру входа ГСС в печь принимаем 270⁰С, температуру ГСС на выходе из печи -- 390⁰С.

Расчет теплового баланса печи, КПД печи и расхода топлива

Полезная тепловая мощность печи, в которой нагревается ГСС:

Подставляя, получим

Потери тепла излучением в окружающую среду составят 5 %, причем 4 % - в радиантной камере, а 1 % - в конвекционной, т.е. КПД топки составит

Потерями тепла от химического недожига, а также количеством теплоты поступающего топлива и воздуха пренебрегаем.

КПД печи найдем по формуле:

где Н_ух-- энтальпия продуктов сгорания, покидающих печь при температуре

t_ух = 460 єС;

Н_ух= 8006,1 кДж/кг

q_пот = 0,05 - потери тепла излучением в окружающую среду.

Q^H_p =36,4 МДж?кг - теплота сгорания компонентов топлива

Рассчитываем расход топлива по формуле:

где В -- расход топлива, кг/ч.

Расчет радиантной камеры и камеры конвекции

Задаемся температурой дымовых газов на перевале t_п = 800 єС(1073 К) Энтальпия продуктов сгорания при температуре на перевале Н_п= 14516,2 кДж/кг

Тепловой поток (кДж/ч), воспринятый ГСС в радиантных трубах находим по формуле:

.

Находим тепловой поток (кДж/ч), воспринятый ГСС в конвекционных трубах:

кДж/ч.

Поверхность нагрева радиантных труб находим по формуле:

где q_р -- теплонапряженность поверхности радиантных труб, кДж/м²?ч.

Принимаем q_р= 30 кВт/м²=1,08?10⁵ кДж/м²?ч [14], подставляем

м².

Поверхность нагрева конвекционных труб аналогично находим по формуле:

Принимаем q_к=18 кВт/м²= 6,5?10⁴ кДж/м²?ч [14].

м².

Число труб в камере радиации находим по формуле:

где - полезная длина радиантных труб, омываемая потоком дымовых газов, м;

d_н -- диаметр труб печи, м.

Принимаем =12,6 м, d_н = 0,152 м. Подставляя значения в формулу получим:

Аналогично рассчитаем число труб камеры конвекции:

8.5 Расчёт сепаратора С-1

Состав и расход газопродуктовой смеси на входе в газосепаратор С-1 представлен в табл. 45

Таблица 45. Состав и расход ГПС на входе в газосепаратор С-1

Компоненты	Базовая смесь	ЦВСГ	Газопродуктовая смесь
	кг/ч	кмоль/ч	кг/ч	кмоль/ч	кг/ч	кмоль/ч
1.Водород			3914,02	1957,01	3914,02	1957,01
2.Метан	593,64	37,10	8704,61	544,04	9298,25	581,14
3.Этан	724,28	24,14	4097,49	136,58	4821,76	160,73
4.Пропан	908,20	20,64	2099,71	47,72	3007,91	68,36
5.Бутан	543,50	9,37	1569,68	27,06	2113,18	36,43
6.Гидрогенизат	145669,17	849,14			145669,17	849,14
7.Сероводород	2515,98	74,00			2515,98	74,00
8.Бензин -отгон	2728,17	25,50			2728,17	25,50
ИТОГО:	153682,94	1039,89	20385,50	2712,41	174068,44	3752,3

Расчет материального баланса

В газосепараторе осуществляется процесс однократного испарения. Основные уравнения процесса однократного испарения:

для жидкой фазы:

для паровой фазы:

где x_i-- мольная концентрация компонента жидкой фазы;

y_i -- мольная концентрация компонента паровой фазы;

- мольная концентрация компонента исходной смеси;

e -- мольная доля отгона;

K_i -- константа фазового равновесия компонента.

Константу фазового равновесия для углеводородов, сероводорода определяем с помощью диаграмм [1]. Для бензина -- отгона и гидроочищенного керосина по формуле:

где Р_i -- давление насыщенных паров компонента, МПа;

Р -- общее давление в системе, МПа.

Результат расчета состава фаз на выходе из газосепаратора представлен в таблиц 46.

Таблица 46. Состав газовой и жидкой фаз на выходе из сепаратора С-2 при температуре 40⁰С и давлении 4,5 МПа (мольная доля отгона 0,993).

Название	М	Кр	мольн доля	Мольная доля компонента жидкой фазы (xi)	Мольная доля компонента паровой фазы (yi)
Водород	2	38,4	0,52	0,0194	0,8605
Метан	16	5,84	0,15	0,0339	0,0803
Этан	30	1,23	0,04	0,0329	0,0405
Пропан	44	0,54	0,02	0,0216	0,0117
Бутан	58	0,2	0,01	0,0184	0,0037
Гидрогенизат	171,55	0,000007	0,23	0,6492	0,0013
Бензин -- отгон	107	0,0033	0,01	0,2231	0,0007
Сероводород	34	0,88	0,02	0,0015	0,0013
ИТОГО	-	-	1	1	1

Определение размеров газосепаратора

Рассчитываем сечение вертикального газосепаратора по формуле:

где V_п -- объемный расход газовой (паровой) фазы, м³/с;

W_доп- допустимая линейная скорость газовой фазы в газосепараторе, м/с.

Объемный расход определяем по формуле:

где N^гф-- число кмолей газов и паров ГПС, кмоль/ч;

z -- коэффициент сжимаемости;

Р -- давление, МПа.

Коэффициент сжимаемости для паров сырья и продуктов реакции находим по формуле [16]:

Для определения коэффициента сжимаемости предварительно определяем критические, псевдокритические и приведенные параметры компонентов ГПС по формулам.

Расчет псевдокритических температур и давлений компонентов ГПС приведен в табл. 47.

Таблица 47.Расчет псевдокритических температур и давлений газопаровой фазы

Компонент	yi	Критические параметры	Tкр*yi	Pкр*yi
		Температура, К	Давление, МПа
Водород	0,8605	33	1,82	28,4	1,57
Метан	0,0803	191	4,68	15,3	0,38
Этан	0,0405	305	4,92	12,4	0,20
Пропан	0,0117	370	4,28	4,3	0,05
Бутан	0,0037	426	3,76	1,6	0,01
Гидрогенизат	0,0013	721	42,88	0,9	0,06
Бензин -- отгон	0,0007	546	27,95	0,4	0,02
Сероводород	0,0013	373	8,89	0,5	0,01
Итого	1			63,8	2,29

По формулам приведенные параметры равны:

Коэффициент сжимаемости принимаем по литературным данным [17]:

Объемный расход по формуле:

Допустимую линейную скорость газового потока определяем по формуле:

где-- плотность жидкой фазы при температуре в сепараторе, кг/м³;

- плотность газовой фазы в сепараторе, кг/м³.

Плотность жидкой фазы рассчитываем по формуле:

где G_i -- массовый расход компонента жидкой фазы, кг/ч;

- плотность компонента жидкой фазы, кг/м³.

Плотность жидкой фазы при температуре 40 ⁰С определяем по формуле [8]:

Для гидроочищенного керосина:

с_к⁴⁰=814,28 кг/м³

Для бензин-отгона:

Подставляем данные в формулу и получаем:

p_ж кг/м³

Тогда допустимая линейная скорость газового потока по формуле :

Рассчитываем сечение газосепаратора :

Рассчитываем диаметр газосепаратора по формуле:

Диаметр типового сепаратора (d_тип) выбираем по нормали [15]; d_тип = 1400 мм. Диаметр типового сепаратора принят больше расчетного (d), поэтому не рассчитываем фактическую линейную скорость паров.

Высоту слоя жидкости в цилиндрической части аппарата находим, исходя из ее расхода и времени пребывания в газосепараторе с учетом объема полусферы по формуле:

где H_ж-- высота слоя жидкости в сепараторе, м;

- время пребывания жидкости в сепараторе, принимаем 20 мин;

V_ж -- объемный расход жидкости, м³/мин;

V_п.сф -- объем полусферы, м³; S -- сечение газосепаратора, м².

Объем полусферы рассчитываем по формуле:

где d -- диаметр сепаратора, м.

По формуле определяем объемный расход жидкой фазы в газосепараторе:

где g_жф - массовый расход жидкой фазы, кг/ч;

- плотность жидкой фазы, кг/м³.

Получаем, высоту слоя жидкости по формуле:

Общая высота сепаратора определяется по формуле:

H₀=H_ж+H_г+H_опор ,

где H_опор-высота опорной части.

Принимаем H_опор=2 м.

Время пребывания газа в сепараторе ф= 10 с., тогда

.

Н₀=0,267+2+6,25=8,517 м.

8.6 Расчёт теплообменного аппарата T-1

Расчет теплообменного аппарата, служащего для нагрева газосырьевой смеси (ГСС) за счет тепла газопродуктовой смеси (ГПС), выходящей из реактора, сводится к определению температуры нагрева ГСС, поверхности теплообмена, подбора типового теплообменника.

Схема теплообмена:

t₁= 398⁰C ГПС t₂= 200⁰C

t₁= 100⁰C ГСС t₂ = 270⁰C

Тепловой баланс теплообменника:

Q_прих=Q_расх* ??

где Qприх-количество теплоты, поступающее в теплообменник с ГПС, кДж/ч;

Qрасх-количество теплоты, выносимое из теплообменника с ГСС, кДж/ч;

- количество теплоты, содержащееся в ГПС при температуре 398 °С, кДж/ч;

- количество теплоты, выносимое из теплообменника с ГПС при температуре 200 °С, кДж/ч;

- количество теплоты, выносимое из теплообменника с ГСС при температуре 270 °С, кДж/ч;

- количество теплоты, поступающее в теплообменник с ГСС при температуре 100 °С, кДж/ч.

Для определения количества тепла вносимого ГПС в теплообменник, рассчитываем материальный баланс однократного испарения этой смеси на входе в теплоообменник при температуре 398 ⁰С . Аналогичным образом рассчитываем процесс однократного испарения для ГПС на выходе из теплообменника при 200 ⁰С .

Энтальпии СВСГ, ЦВСГ, УВГ, H₂S при 100, 200,270 и 398 ⁰С находим по табл.48-50.

Энтальпии керосина и бензина отгона при 200 и 398⁰С находим по табл.51,52. [11,стр332]

Таблица 48. Расчет энтальпий ЦВСГ

Компонент	Температура,?С
	Yi	100	200	270	398
		Hi, кДЖ/кг	Hi*Yi,	Hi, кДЖ/кг	Hi*Yi,	Hi, кДЖ/кг	Hi*Yi,	Hi, кДЖ/кг	Hi*Yi,
			кДж/кг		кДж/кг		кДж/кг		кДж/кг
Водород	0,72	1460	1053,39	2920	2106,78	3942	2844,16	5256	3792,21
Метан	0,20	586,6	117,66	879,9	176,48	1110,4	222,72	1407,8	282,37
Этан	0,05	515,4	25,95	762,6	38,40	984,7	49,58	1294,7	65,19
Пропан	0,02	440	7,74	745,8	13,12	942,8	16,59	1202,5	21,16
Бутан	0,01	255,6	2,55	678,8	6,77	921,8	9,20	1185,8	11,83
Итого	1,00		1207,29		2341,56		3142,24		4172,76

Таблица 49. Расчет энтальпий СВСГ

Компонент	Температура,?С
	Yi	100	200	270	398
		Hi, кДЖ/кг	Hi*Yi,	Hi, кДЖ/кг	Hi*Yi,	Hi, кДЖ/кг	Hi*Yi,	Hi, кДЖ/кг	Hi*Yi,
			кДж/кг		кДж/кг		кДж/кг		кДж/кг
Водород	0,992	1460	1448,32	2920	2896,64	3942	3910,46	5110	5069,12
Метан	0,008	586,6	4,69	879,9	7,04	1110,4	8,88	1374,3	10,99
Итого	1,00		1453,01		2903,68		3919,35		5080,11



Таблица 50.Энтальпия газообразного сероводорода

Температура, 0С	Энтальпия, кДж/кг
100	105
200	218
270	339
398	476

Таблица 51.Энтальпия керосина при 270 и 398⁰С.

Температура,0С	Энтальпия,кДж/кг
	пар	жидкость
200	731,6	454,7
398	1219,7	1027,32

Таблица 52.Энтальпия бензина-отгона при 270 и 390⁰С.

Температура,0С	Энтальпия,кДж/кг
	пар	жидкость
200	747,43	469,43
398	1243,6	1061,34

Определяем количество теплоты, вносимое с компонентами ГПС при температуре 398⁰С :

с керосиновой фракцией:

с бензином:

с углеводородным газом:

с сероводородом:

с ЦВСГ:

где - расход компонента ГПС при ⁰С , кг/ч;

- энтальпия компонента ГПС при ⁰С, кДж/кг;

- расход компонента ГПС в жидкой фазе при ⁰С, кг/ч;

- энтальпия компонента ГПС жидкой фазе при ⁰С, кДж/кг.

G³⁹⁸,g³⁹⁸ -рассчитываются по материальному балансу однократного

испарения, при заданной массовой доле отгона 0,4.

Количество теплоты, содержащееся в ГПС при ⁰С:

Аналогичным образом подсчитываем какое количество теплоты, содержится в ГПС при 200 ⁰С.

По формуле определяем количество теплоты, уходящее с компонентами ГПС при температуре 200 ⁰С :

с керосиновой фракцией:

с бензином:

с углеводородным газом:

с сероводородом:

С ЦВСГ:

где - расход компонента ГПС при 200 ⁰С, кг/ч;

- энтальпия компонента ГПС при 200 ⁰С , кДж/кг;

Количество теплоты, содержащееся в ГПС при 200 ⁰С по формуле:

Определяем количество теплоты приходящее с ГПС:

где-- коэффициент использования теплоты, принимаем 0,95 по литературным данным [16] .

Находим количество теплоты, приходящее в теплообменник с ГСС с температурой 100 ⁰С:

где -- количество теплоты каждого компонента ГСС при 100 ⁰С, кДж/ч.

Определяем количество теплоты каждого компонента по формуле:

Находим количество теплоты, приходящее в теплообменник с ГСС с температурой 270 ⁰С:

где -- количество теплоты каждого компонента ГСС при 100 ⁰С, кДж/ч.

Определяем количество теплоты каждого компонента по формуле:

Количество теплоты ГСС при температуре 270 ⁰С по формуле:

Принимаем коэффициент теплопередачи по литературным данным [15] (для жидкостных теплообменников трубчатого типа) К = 680 кДж/(м²*ч*⁰С).

Рассчитываем поверхность теплообмена по формуле:

В соответствии с [18,стр254] ТУ 3612-023-0022030201 выбираем типовой кожухотрубчатый теплообменник с плавающей головкой в качестве сырьевого теплообменника «ГСС -- ГПС». Характеристика теплообменника приведена в табл. 53.

Таблица 53. Характеристика теплообменника

Диаметр кожуха, мм	1200
Площадь сечения одного хода по трубам, м2	0,139
Длина труб, м	6
Поверхность, теплообмена, м2	1370
Число ходов	2
Диаметр труб, мм	20x2

Эскиз теплообменника с плавающей головкой

8.7 Подбор насоса

Гидравлическая мощность насосов (л. с.) устанавливается по формуле:

N= ,где

G - производительность насоса, кг/ч;

Н - напор водяного столба (1 атм = 10 м. вод. ст.), м;

- относительная плотность жидкости при температуре перекачки.

Осуществим подбор насоса для перекачки сырьевого потока прямогонного керосина поступающей в реактор гидроочистки.

Производительность насоса бу...