Совершенствование процесса гидроочистки

Размещено на http://www.allbest.ru/

ВВЕДЕНИЕ

Увеличение объема производства нефтепродуктов, расширение их ассортимента и улучшение качества - основные задачи, поставленные перед нефтеперерабатывающей промышленностью в настоящее время.

Современный мировой рынок предъявляет жесткие требования к качеству нефтепродуктов, в том числе и дизельных топлив. Поэтому особое внимание уделяют снижению содержания серы и ароматических углеводородов. Кроме того, сернистые соединения, присутствующие в нефтепродуктах, резко ухудшают эксплуатационные качества топлив и масел, вызывают коррозию аппаратуры, снижают активность антидетонаторов и антиокислительную стабильность топлива, повышают склонность к смолообразованию крекинг-бензинов.

Гидроочистка нефтяных дистиллятов является одним из наиболее распространенных процессов, особенно при переработке сернистых и высокосернистых нефтей. Основной целью гидроочистки нефтяных дистиллятов является уменьшение содержания в них сернистых, азотистых и металлоорганических соединений.

Большинство европейских государств переходит на топлива, соответствующие требованиям стандарта ГОСТ Р 52368-2005 (ЕН 590:2009), в соответствие с которым содержание серы не должно превышать 0,005% масcовых, а полициклических ароматических углеводородов не более 8% масcовых. Для получения дизельных топлив, соответствующих современным требованиям необходимо совершенствование процесса гидроочистки. Ежегодно на внутреннем рынке вырабатывается около 49 млн.тонн дизельного топлива, 93% его с содержанием серы до 0,2% массовых и 7% - с содержанием серы менее 0,2% масcовых.

Таким образом, для получения дизельных топлив, соответствующих современным требованиям необходимо совершенствование процесса гидроочистки.

1. АНАЛИТИЧЕСКИЙ ОБЗОР

1.1 История развития методов гидрогенизации

Развитие исследований в области гидрогенизации относится к 1897-1900, когда П. Сабатье (Франция) и Н. Д. Зелинский (Россия) со своими учениками разработали основы гидрогенизационного катализа органических соединений История развития промышленных гидрогенизационных процессов начиналась с гидрогенизации продуктов ожижения угля. Еще до второй мировой войны Германия достигла больших успехов в производстве синтетического бензина при гидрогенизационной переработке углей (на основе применения синтез Фишера-Тропша), а в годы второй мировой войны Германия производила более 600 тыс.т/год синтетических жидких топлив, что покрывало большую часть потребления страны.

В настоящее время мировое производство искусственного жидкого топлива на основе угля равно около 4,5 млн. т/год. После широкого промышленного внедрения каталитического риформинга, при котором производился в качестве побочного продукта - избыточный дешевый водород, наступает период массового распространения различных процессов гидроочистки сырьевых нефтяных фракций (необходимо и для процессов риформинга) и товарной продукции НПЗ (бензиновые, керосиновые, дизельные и масляные фракции). Первая установка гидрокрекинга запущена в 1959 году в США.

Вначале установки деструктивной гидрогенизации работали на малоактивном и дешёвом нерегенерируемом железном катализаторе, позднее на активных катализаторах на основе сульфида вольфрама с использованием водорода, получаемого дорогим малопроизводительным периодическим железопаровым методом. Сама установка представляла многоступенчатый сложный процесс с дорогостоящим оборудованием, проводимый при высоких давлениях (30-70 МПа) и температуре (420-500 °С).

Главной причиной интенсивного развития гидрокаталитических процессов в послевоенной нефтепереработки явилось непрерывное увеличение доли сернистых и высокосернистых нефтей при одновременном ужесточении экологических требований качество товарных нефтепродуктов.

1.2 Теоретические основы процесса гидроочистки

Гидроочистка - процесс удаления из нефтепродуктов гетероатомов в результате гидрирования серу -, азот - и кислородсодержащих соединений. Одновременно гидрируются диены, алкены и отчасти полициклические арены и удаляются металлы, содержащиеся в виде металлорганических соединений.

Этот процесс одноступенчатый, проходящий в наиболее мягких, по сравнению с гидрокрекингом и деструктивной гидрогенизацией, условиях. Процесс протекает при 350-430°С, 3,0-6,0 МПа, циркуляции водородсодержащего газа 100-600 м3/м3 сырья и объемной скорости 3 -10 ч-1 с применением катализатора (обычно алюмокобальтмолибденовый или алюмоникельмолибденовый).

Гидроочистке (или гидрооблагораживанию) может подвергаться различное сырье, получаемое как при первичной перегонке нефти, так и при термокаталитических процессах, от газа до масел и парафина. Наибольшее применение гидроочистка имеет для обессеривания сырья каталитического риформинга, а также для получения реактивного и малосернистого дизельного топлива из сернистых и высокосернистых нефтей. При гидроочистке происходит частичная деструкция в основном сероорганических и частично кислород- и азотсодержащих соединений.

Продукты разложения насыщаются водородом с образованием сероводорода, воды, аммиака и предельных или ароматических углеводородов.

Удаление гетероатомов происходит в результате разрыва связей C-S, C-N и C-O и насыщения образующихся осколков водородом. При этом сера, азот и кислород выделяется соответственно в виде H2S, NH3 и H2O. Алкены присоединяют водород по двойной связи. Частично гидрируются полициклические ароматические углеводороды.

Химизм процесса гидроочистки

Основными реакциями гидроочистки, протекающими на металлических центрах катализатора, являются реакции удаления серы и азота, а также реакция сатурации олефинов. Продуктами этих реакций являются свободный от примесей нефтепродукт, а также сероводород (H2S) и аммиак (NH3). К другим реакциям очистки относятся реакции удаления кислорода, металлов и галлоидных соединений, а также реакции сатурации ароматических нефтепродуктов. В каждой из этих реакций, поглощается водород и выделяется тепло.

Сера может встречаться в различных формах во всем диапазоне перегонки сырья. Более легкие соединения, такие как меркаптаны и дисульфиды легко превращаются в H2S. Превращение более тяжелых гетероатомных ароматических соединений, закипающих при более высоких температурах, проходит гораздо тяжелее.

Механизмы десульфуризации всех этих соединений показаны в следующих уравнениях. Большинство реакций являются прямыми, а наиболее сложной является реакция десульфуризации ароматических соединений серы. Она начинается с размыкания кольца и удаления серы, после чего следует сатурация результирующего олефина.

Реакции денитрогенизации протекают намного труднее реакций десульфуризации. Побочные реакции могут давать азотные соединения, которые труднее гидрогенизировать, чем исходное вещество. Сатурации гетероциклических азотосодержащих колец также мешают большие побочные группы.

Этапы механизма реакции отличаются от этапов десульфуризации. За денитрогенизацией пиридина следует ароматическая сатурация кольца, гидрогенолиз кольца, и, наконец, денитрогенизация.

Все рассмотренные выше реакции являются экзотермическими и вызывают повышение температуры в реакторе. Реакция сатурации олефина и некоторые реакции десульфуризации обладают одинаково большими скоростями протекания, но самое большое количество тепла дает реакция сатурации олефинов.

Термодинамика процесса

Термодинамически процесс гидроочистки низкотемпературный. Для быстрого протекания реакций на существующих промышленных катализаторах достаточна температура 330-380 С. Поскольку реакции присоединения водорода сопровождаются изменением объёма, давление в реакционной зоне оказывает решающее влияние на глубину процесса. Наиболее часто при гидроочистке применяют давление 2,5-5,0 МПа.

Гидрирование ароматических углеводородов идёт с выделением теплоты и снижением энтропии, константы равновесия гидрирования быстро уменьшаются с ростом температуры.

Суммарный тепловой эффект гидроочистки составляет 20 - 87 кДж на 1 кг сырья для прямогонных фракций. Добавление к прямогонному сырью до 30% фракций вторичного происхождения повышает теплоту реакции до 125-187 кДж/кг в зависимости от содержания непредельных углеводородов в сырье.

Механизм процесса гидроочистки

В отличие от других гидрогенизационных процессов процесс гидроочистки проходит в сравнительно мягких условиях, однако и ему свойственна совокупность ряда параллельных и последовательных реакций, в которых участвуют все компоненты, содержащиеся в исходной сложной смеси.

Основные реакции гидрирования углеводородов: насыщение алкеновых связей, насыщение ароматических связей, крекинг алканов, деалкилирование алкилбензолов, крекинг цикланов, гидроизомеризация алканов, гидроизомеризация цикланов.

При гидроочистке на алюмокобальтмолибденовом катализаторе не наблюдается заметного гидрирования бензольного кольца. Би-циклические ароматические углеводороды в значительной части гидрируются до тетрадинов, вне зависимости от их исходной концентрации в сырье.

Основные реакции серосодержащих соединений. Реакции каталитического гидрогенолиза сераорганических соединений, лежащие в основе процесса гидроочистки нефтепродуктов, изучены довольно подробно. Меркаптаны, сульфиды и дисульфиды легко гидрируются в соответствующие углеводороды уже при сравнительно мягких условиях. В зависимости от строения сернистых соединений глубина их гидрогенолиза различна. Устойчивость сернистых соединений увеличивается в следующем ряду: меркаптан < дисульфид < сульфид < тиофен. Внутри группы сернистых соединений скорость обессеривания уменьшается с увеличением молекулярной массы. Так, этилмеркаптан менее устойчив, чем децилмеркаптан. Прочность S-S-связей в дисульфидах с алифатическими радикалами, начиная с диэтилсульфида и кончая диоктадецилсульфидом, не зависит от длины алкильных цепей. Прочность связи S-S в дисульфидах с ароматическими радикалами меньше, чем с алифатическими. Циклические сульфиды, например, тиофан, подвергаются разрыву кольца с последующим отщеплением сероводорода и образованием соответствующего углеводорода. Тиофен, бензотиофен и дибензотиофен сначала гидрируются до производных тиофана, которые при последующем гидрировании превращаются в парафиновые и алкилароматические углеводороды. Насыщение ароматических колец в условиях гидроочистки не происходит, оно возможно при более жестких условиях гидрирования. Наиболее трудно вступают в реакции гидрирования тиофен и его гомологи.

Сернистые соединения взаимодействуют также с металлическими и окислометаллическими катализаторами, переводя их в сульфидную форму. В зависимости от состава катализатора это приводит к его активированию или вызывает отравление или дезактивацию.

Основные реакции азотсодержащих соединений. Удаление азотистых соединений из бензиновых, керосиновых и дизельных фракций имеет весьма важное значение в повышении качества последних. Катализаторы риформинга весьма сильно дезактивируются при работе на сырье с любым содержанием азотистых соединений как основного, так и неосновного характера. Наличие азотистых соединений в керосиновых и дизельных фракциях является причиной низкой стабильности цвета и при хранении вызывает образование нерастворимых осадков. Гидрогенолиз азотистых соединений сопровождается выделением свободного аммиака.

Основные реакции кислородсодержащих соединений. Эти соединения обычно легко вступают в реакции гидрирования с образованием соответствующих углеводородов и воды.

Механизм гидрирования сераорганических соединений в значительной степени зависит от их строения. Скорость гидрирования, в общем, возрастает в ряду: тиофены < тиофаны сульфиды < дисульфиды < меркаптаны.

1.3 Варианты аппаратурного оформления

Установки имеют много общего по аппаратурному оформлению и схемам реакторных блоков. Различаются по мощности, размерам аппаратов, технологическому режиму и схемам секций сепарации и стабилизации гидрогенизатов. Установки предварительной гидроочистки бензинов - сырья каталитического риформинга - различаются также вариантом подачи ВСГ: с циркуляцией или без циркуляции «на проток». На всех остальных типах установок применяется только циркуляционная схема подачи ВСГ. В схеме с циркуляцией ВСГ легко поддерживается постоянное соотношение водорода к сырью.

Наличие циркуляционного компрессора позволяет в зависимости от качеств катализатора и сырья, концентрации водорода в ВСГ регулировать требуемую кратность циркуляции ВСГ, дает возможность проводить газовоздушную регенерацию катализаторов.

На промышленных гидрогенизационных установках применяется два способа сепарации ВСГ из газопродуктовой смеси:

- холодная (низкотемпературная) применяется на установках гидроочистки бензиновых, керосиновых и иногда дизельных фракций. Заключается в охлаждении газопродуктовой смеси, отходящей из реакторов гидроочистки, сначала в теплообменниках, затем в холодильниках (воздушных и водяных) и выделении ВСГ в сепараторе при низкой температуре и высоком давлении. В сепараторе низкого давления выделяют низкомолекулярные углеводородные газы.

- горячая (высокотемпературная) применяется преимущественно на установках гидрообессеривания высококипящих фракций нефти: дизельных топлив, вакуумных газойлей, масляных дистиллятов и парафинов. Газопродуктовая смесь после частичного охлаждения в теплообменниках поступает в горячий сепаратор; выделяемые в нем ВСГ и углеводородные газы охлаждаются до низкой температуры в воздушных и водяных холодильниках и далее поступают в холодный сепаратор, где отбирается ВСГ с достаточно высокой концентрацией водорода.

Схема холодной сепарации ВСГ, по сравнению с горячей обеспечивает более высокую концентрацию водорода в ВСГ. Основным достоинством варианта горячей сепарации является меньший расход, как тепла, так и холода.

Схема стабилизации гидрогенизатов используют:

- подогрев водородсодержащим газом при повышенном давлении

- подогрев низа стабилизационной колонны горячей струей через печь

- подогрев низа стабилизационной колонны ребойлером

Выбор обусловливается фракционным составом сырья, ресурсами ВСГ и водяного пара и т.д.

Варианты регенерации насыщенного раствора абсорбента сероочистки ВСГ от H2S:

- непосредственно на самой установке гидрооблагораживания

- централизованная регенерация в общезаводском узле.

2. ХАРАКТЕРИСТИКА СЫРЬЯ, ГОТОВОЙ ПРОДУКЦИИ И ВСПОМОГАТЕЛЬНЫХ МАТЕРИАЛОВ

Типичным сырьем процесса гидроочистки дизельных топлив являются прямогонные дизельные фракции, выкипающие в пределах 180-330, 180-36 и 240-360 °С из малосернистых, сернистых и высокосернистых нефтей. Увеличение выпуска дизельного топлива возможно за счёт расширения сырьевой базы процесса гидроочистки, в первую очередь посредством вовлечения вторичных дистиллятов. Основным источником выработки вторичных дистиллятов на сегодняшний день являются установки каталитического крекинга. В прямогонное сырье можно добавлять до 30% дизельных фракций, полученных вторичной переработкой нефти.

Крайне важно отметить тот факт, что наиболее благоприятный компонент для производства дизельного топлива - газойль каталитического крекинга, полученный с установок, оснащённых блоком гидроочистки сырья. Поскольку продукт процесса будет содержать меньшее количество соединений серы и азота, то процесс его гидрооблагораживания будет протекать значительно легче. Основным ограничением по вовлечению вторичных дистиллятов в сырьё установок гидроочистки является высокое содержание в них непредельных и ароматических углеводородов. Кроме того, в составе вторичных фракций содержание полициклических ароматических углеводородов и трудноудаляемых соединений серы значительно выше, чем в прямогонных дистиллятных фракциях.

Наличие в сырье непредельных углеводородов и высококипящих фракций с повышенным содержанием сернистых соединений приводит к значительному увеличению расхода водорода и ускорению закоксовывания катализатора, снижению его активности. Наличие в сырье избытка легких фракций приводит к непроизводительной загрузке установки. Целевые и побочные продукты процесса Целевым продуктом является гидроочищенное сырьё. При гидроочистке дизельного топлива, целевым продуктом является стабильное дизельное топливо. Выход стабильного дизельного топлива с содержанием серы не более 0,005% (масс.) составляет 97% (масс.). Важнейшими характеристиками дизельных топлив являются: воспламеняемость, фракционный состав, нагарообразование, вязкость, температура помутнения и др. Воспламеняемость - склонность дизельного топлива к самовоспламенению, определяется периодом запаздывания его воспламенения и является почти таким же важным свойством, как и антидетонационная характеристика бензинов для карбюраторных двигателей. Период запаздывания зависит от цетанового числа. Цетановое число - показатель самовоспламеняемости топлива, численно равный такому содержанию, в % (об.), цетанав смеси с 6-метилнафталином, при котором самовоспламенение этой смеси и сравниваемого с ней испытуемого топлива одинаково. При высоком цетановом числе период запаздывания самовоспламенения достаточно короткий, топливо при впрыске его в камеру сгорания воспламеняется почти сразу, давление в цилиндре двигателя нарастает плавно, и он работает без стуков. При низком цетановом числе период запаздывания большой, впрыскиваемое в цилиндр топливо сразу не воспламеняется, а накапливается, и затем воспламеняется вся масса топлива. В этом случае давление в цилиндре нарастает скачкообразно, появляется детонация (стуки). Цетановые числа дизельных топлив зависят от их углеводородного состава.

Фракционный состав топлива оказывает влияние на степень его распыления, полноту сгорания, дымность выхлопа, нагароотложение и разжижение картерного масла. При высоком содержании легких фракций увеличивается давление сгорания. Утяжеленное топливо хуже распыляется вследствие повышения поверхностного натяжения топлива. Содержание легких фракций в дизельном топливе характеризуется температурой вспышки. Дизельные топлива, содержащие значительное количество легких фракций, быстрее испаряются, пожароопасные и непригодны для применения в закрытых помещениях.

Высокотемпературные свойства дизельных топлив характеризуются их склонностью к нагарообразованию при сгорании топлива и повышенному отложению осадков в двигателе. Низкотемпературные свойства дизельных топлив характеризуются следующими показателями: вязкостью, температурой помутнения, температурой застывания. Вязкость дизельного топлива влияет на степень распыления топлива в камере сгорания и однородность рабочей смеси. Побочными продуктами процесса являются: - бензин-отгон - характеризуется низким октановым числом и химической стабильностью, направляется на установку каталитического риформинга, его выход составляет 1,5%; - углеводородный газ - используется как технологическое топливо, его выход 1,5%; - сероводород - используется для производства элементной серы или серной кислоты, его выход составляет порядка 1%. Качество сырья Фракционный состав перерабатываемого сырья сильно влияет на ход процесса. Наличие в сырье непредельных углеводородов и высококипящих фракций с повышенным содержанием сернистых соединений приводит к значительному увеличению расхода водорода и ускорению закоксовывания катализатора, снижению его активности. Наличие в сырье избытка легких фракций приводит к10 непроизводительной загрузке установки. С течением времени происходит постепенное снижение активности катализатора из-за отложений кокса на его поверхности. Чем выше активность катализатора, тем быстрее протекают реакции обессеривания и тем больше глубина очистки. По мере снижения активности катализатора его гидрообессеривающая способность поддерживается повышением температуры в зоне реакции. При работе на свежем катализаторе температура на выходе из печи не должна превышать 360 0С. Это условие обеспечивает длительную работу катализатора без регенерации. По мере падения активности катализатора температура на выходе из печи повышается. Скорость подъема температуры зависит от типа сырья и не должна превышать 5°С/час

3. ОПИСАНИЕ ТЕХНОЛОГИЧЕСКОЙ СХЕМЫ УСТАНОВКИ ГИДРООЧИСТКИ ДИЗЕЛЬНОГО ТОПЛИВА

Установки гидроочистки могут быть самостоятельными или в составе комбинированных установок, причем в зависимости от назначения они располагаются в начале или в конце производственной цепи.

Принципиальная технологическая схема установки гидроочистки дизельного топлива представлена на рисунке 3.1.

Сырьём служат прямогонные дизельные фракции с содержанием серы до 2,4%, а также смеси прямогонных дизельных фракций и соответствующих дистиллятов вторичного происхождения. Установка имеет два блока, позволяющих перерабатывать два вида сырья раздельно, но имеющие общие узлы, например, регенерация моноэтаноламина (МЭА), используемого для очистки циркулирующего газа от сероводорода.

Сырьё насосом подают в систему теплообменников Т-1 и трубчатую печь П-1. В выкидную линию насоса перед Т-1 врезана линия циркулирующего ВСГ от компрессора. Нагретая до 360-380 0С смесь сырья и ЦВСГ проходит реактор Р-1, заполненный катализатором. Предусмотрена возможность съема избыточного тепла реакции подачей в реактор холодного циркулирующего газа (сверху). Продукты реакции в виде газо-паровой смеси выходят из реактора, отдают часть тепла газо-сырьевой смеси, проходя через трубное пространство Т-1, охлаждается в холодильниках Х-1 и поступают в сепаратор высокого давления Е-1, где отделяется ЦВСГ, обогащенный сероводородом. Очистка ЦВСГ от сероводорода осуществляется раствором МЭА в абсорберах, при необходимости в ЦВСГ добавляется свежий ВСГ.

Нестабильный гидрогенизат с сепаратора Е-1 дросселирует до 0,6 МПА в сепараторе низкого давления Е-2. За счет перепада давления из гидрогенизата выделяется растворенный углеводородный газ, который также поступает на очистку от сероводорода в другой абсорбер.

В катализате из сепаратора Е-2 помимо целевой фракции дизельного топлива содержится некоторое количество легких продуктов - углеводородные газы и бензиновые фракции, для их отделения гидрогенизат направляют через Т-2 в стабилизационную колонну К-1, температуру низа которой поддерживают циркулирующей части остатка колонны через печь П-2. Балансовое количество гидроочищенного дизельного топлива проходит через Т-2, и если сероводород удален не полностью, подвергается защелачиванию и водной промывке. С низа рефлюксной емкости Е-3 выводится бензин-отгон.

Рисунок 3.1 -Технологическая схема установки гидроочистки дизельного топлив

Т-1, Т-2 - теплообменники; П-1, П-2 - печи; Р-1 - реактор; Х-1, Х-2 - холодильники; Е-1, Е-2 - сепараторы;

К-1 - стабилизационная колонна; Е-3 - рефлюксная ёмкость

4. ТЕХНИКО-ТЕХНОЛОГИЧЕСКИЙ РАСЧЕТ

4.1 Исходные данные

а) Производительность по сырью: G = 2 млн. т/год.

б) Характеристика сырья:

фракционный состав: 210-360 °С; с0=0,8450 г/см3; содержание серы: So=1,95 %, в том числе меркаптановой серы Sм=0,088 %, сульфидной Sc=1,112 %, дисульфидной Sд=0,15 % и тиофеновой Sт=0,6 %; содержание непредельных углеводородов 10,4 % (масс.) на сырье.

в) Остаточное содержание серы в очищенном дизельном топливе Sк < < 0,17 % (масс.), т.е. степень гидрообессеривания - 90 %.

г) Гидроочистка производится на алюмокобальтмолибденовом катализаторе при Р=4 МПа, при кратности циркуляции водородсодержащего газа к сырью ж=200 м3/м3 [17];

д) Кинетические константы процесса: k0 = 4,50 • 106, Е = = 67050 кДж/моль, n = 1,96.

Расчет выхода гидроочищенного топлива Вдт % (масс.) на исходное сырье равен:

Вдт = 100 - Вб - Вг - ?S,

где Вб - выход бензина, %(масс.);

Вг - выход газа, %(масс.);

?S - количество удаленной из сырья серы, % (масс.).

В 100 кг сырья содержится 1,95 кг серы.

Бензин и газ образуются преимущественно при гидрогенолизе сернистых соединений. При средней Мr = 209, в 100 кг сырья содержится 100 / 209 = 0,48 кмоль.

1,95 кг серы содержат 1,95 / 32 = 0,06 кмоль серы, т.е. содержание молекулы составляют (0,06 / 0,48) • 100 % = 12,5 % общего числа молекул. Если принять равномерное распределение атомов серы по длине углеводородной цепочки, то при гидрогенолизе сераорганических соединений с разрывом у атомов серы выход бензина и газа составит:

Вб = ?S = 0,44 % (масс.), (4.2)

?S = So - Sк, (4.3)

Вг = 0,3?S = 0,3•0,44 = 0,132 % (масс.). (4.4)

Тогда выход дизельного топлива будет равен:

Вдт = 100 - 0,44 - 0,132 - 0,44 = 97,9 % (масс.). (4.5)

Расход водорода на гидрогенолиз сераорганических соединений находится по формуле:

G1 = m?S, (4.6)

гдеG1 - расход 100 %-го водорода, %(масс.) на сырье;

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

m - коэффициент, зависящий от характера сернистых соединений.

Значение m для свободной серы равно 0,0625, для меркаптанов - 0,062, дисульфидов - 0,0938, тиофенов - 0,250 и бензотиофенов - 0,187.

Наиболее стабильны при гидроочистке тиофеновые соединения, поэтому при расчете принимаем, что вся остаточная сера (0,05 % (масс.) на сырье) в гидрогенолизате тиофеновая, а остальные сераорганические соединения полностью разлагаются.

При этом получаем:

G1 = Sм•mм + Sc•mc + Sд•mд + (Sт - Sк)mт = = 0,04•0,062 + 0,24•0,125 + 0,05•0,0938 + (0,16 - 0,05)•0,250 = = 0,0024 + 0,03 + 0,0046 + 0,0275 = 0,0643.(4.7)

Расход водорода на гидрирование непредельных углеводородов равен:

G2=2?Gh/M, (4.8)

гдеG2 - расход 100 % водорода, % (масс.) на сырье;

М - средняя молекулярная масса сырья;

Gh - разность содержания непредельных углеводородов в сырье и гидрогенизате, % (масс.) на сырье, считая на моноолефины.

Среднюю молекулярную массу сырья рассчитаем по формуле:

М = 44,29•d1515/(1,03 - d1515) = 44,29•0,8480/(1,03 - 0,8480) = 36,51/0,2059 = 174,6. (4.9)

Принимая, что степень гидрирования непредельных углеводородов (10 %) и гидрогенолиза сернистых соединений одинакова:

G2 = 2•10•0,9/174,6 = 0,102. (4.10)

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

Х?н2 = Y?н2/Кр,

гдеХ?н2 и Y?н2 - мольные доли водорода в паровой и жидких фазах;

Кр - константа фазового равновесия (для газосепаратора высокого давления при 40 °С, Кр = 30).

Х?н2 = 0,8/30 = 0,027.

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

G3 = Х?н2•Мн2•100/Х?н2•Мн2 + (1 - Х?н2)•М == 0,027•2 - 100/0,027•2 + (1 - 0,027)•177,6 = = 5,4/0,054 + 172,8 = 0,031 % (масс.). (4.13)

Механические потери G4 (% (масс.)) на сырье равны:

G4 = ж•0,01•Мн2•100/(с0•22,4), (4.14)

гдеж - кратность циркуляции водородсодержащего газа, м3/м3;

с0 - плотность сырья, кг/м3.

G4 = 200•0,01•2•100/(848•22,4) = 0,021 % (масс.). (4.15)

Состав водородсодержащего газа, при производстве автомобильного бензина с октановым числом 85 приведен в таблице 4.1.

Таблица 4.1 - Состав газа при производстве автомобильного бензина

Содержание компонента	Н2	СН4	С2Н6	С3Н8	?С4Н10
% (об.)	85,0	7,0	5,0	2,0	1,0
% (масс.)	29,4	19,4	26,0	15,2	10,0

Объемный баланс по водороду и углеводородным газам записывают в следующем виде:

V0•y?0 = Vp + Vотд•у?, (4.16)

V0•(1 - y?0) + Vг.к = Va + Vотд(1 - у?),

гдеV0, Vг.к, Va, Vотд, Vp - объемы свежего ВСГ, химически реагирующего и сорбируемого гидрогенизатом водорода, отдува, газов гидрокрекинга и газов, абсорбируемых жидким гидрогенизатом, м3/ч;

у?0, у? - объемные концентрации водорода в свежем и циркулирующем ВСГ.

Решением этой системы уравнений получаем объем газов отдува:

Vотд = Vp•((1 - у?0) + Vг.к - Va)•y?0/(y?0 - y?).

Объем водорода в отдуваемом газе равен Vотд • у?. Тогда общий расход водорода с учетом газа отдува составит:

Vотд + Vp = Vp•[1 + ((1 - y?0)•y?0/y?0 - y?)] + (Vг.к - Va)•(y?0 -y?/y?0 - y?). (4.19)

Расчет ведем на 100 кг, так как при этом абсолютные значения расходных показателей (в % (масс.)) можно использовать с размерностью кг:

Vp = 0,387•22,4/2 = 4,33 м3, (4.20)

Vг.к = 0,54•22,4/Мг.к = 0,54•22,4/37 = 0,327 м3. (4.21)

Содержание отдельных компонентов в циркулирующем газе константы фазового равновесия в условиях газосепаратора высокого давления (40 °С и 0,5 МПа) приведен в таблице 4.2.

Таблица 4.2 - Параметры циркулирующего газа

	С1	С2	С3	С4
Содержание компонента уi, мольные доли	0,2	0,05	0,02	0,01
Константа фазового равновесия Кpi	3,85	1,2	0,47	0,18

Количество абсорбируемого компонента i в кг на 100кг гидрогенизата:

gi = xi•Mi•100/Mr. (4.22)

Количество абсорбируемого компонента i (хi, м3 на 100 кг гидрогенизата) составляет:

хi = gi•22,4/Mi = xi•Mi•100/Mr•22,4/Mi = xi•100•22,4/Mr, (4.23)

x?i = y?i/Kpi. (4.24)

Подставляя для каждого компонента соответствующие данные, получим объем компонента, растворенного в гидрогенизате:

V1 = Vметана = yметана/Kpiметана•100•22,4/Mr = 0,2/3,85•100•22,4/177,6 = 0,655 м3, (4.25)

V2 = Vэтана = yэтана/Kpiэтана•2240/Mr = = 0,05•22,4/1,2•177,6 = 0,526 м3, (4.26)

V3 = Vпропана = yпропана/Kpiпропана•2240/Mr = 0,02•2240/0,47•173,6 = 0,527 м3, (4.27)

V4 = Vбутана = yбутана/Kpiбутана•2240/Mr == 0,01•2240/0,18•173,6 = 0,700 м3. (4.28)

Суммарный объем абсорбированных газов будет равен:

?Vi = Vметана + Vэтана + Vпропана + Vбутана == 0,655 + 0,525 + 0,537 + 0,700 = 2,49 м3. (4.29)

Балансовый объем углеводородных газов определяем по формуле:

V0•(1 - y?0) + Vг.к ? Va, (4.30)

4,34•(1 - 0,855) + 0,327 ? 0,98 < Va. (4.31)

Общий расход водорода в процессе гидроочистки равен:

Gводорода = G1 + G2 + G3 + G4 = 0,0645 + 0,101 + 0,031 + 0,021 = 0,218 % (масс.). (4.32)

Расход свежего ВСГ на гидроочистку равен:

G0водорода = Gводорода/0,29 = 0,218/0,29 = 0,754 % (масс.), (4.33)

где0,29 - содержание водорода в свежем ВСГ, % (масс.).

4.2 Материальный баланс установки

На основании полученных данных составляем материальный баланс установки (таблица 4.3).

Вначале рассчитываем выход сероводорода:

Bсероводорода = ?S•Mсероводорода/Ms = 0,44•34/32 = 0,468 % (масс.). (4.34)

Таким образом, балансовым сероводородом поглощается 0,468 - - 0,44 = 0,028 % (масс.) водорода.

Количество водорода, вошедшего при гидрировании в состав дизельного топлива, равно:

G1 + G2 - 0,028 = 0,0645 + 0,101 - 0,028 = 0,138 % (масс.). (4.35)

Уточненный выход гидроочищенного дизельного топлива, равен:

97,99 + 0,138 = 98,13 %. (4.36)

Выход сухого газа, выводимого с установки:

Вс.г = 0,755•(1 - 0,29) + 0,132 + 0,031 = 0,536 + 0,132 + 0,031 = 0,699 % (масс.). (4.37)

Таблица 4.3 - Материальный баланс установки

Наименование потоков	% (масс.)	т/год	т/сутки	кг/ч
Взято: Дизельное топливо (неочищенное) ВСГ, в том числе 100 % водород	100 0,755 0,219	2100000 15855 4599	6562,5 49,55 14,37	273437,5 2064,6 598,8
Итого	100,75	2115855	6612,05	275502,1
Получено: Дизельное топливо (очищенное) Сероводород Сухой газ Бензин	98,13 0,468 0,72 0,44	2081730 9828 15120 9240	6505,40 30,71 47,25 28,88	271058,6 1279,6 1968,8 1203,3
Итого	100,75	2115918	6612,2	275510

4.3 Материальный баланс реактора

В реактор поступает сырье, свежий водородсодержащий газ и циркулирующий водородсодержащий газ (ЦВСГ) (таблица 4.4).

Таблица 4.4 - Состав водородсодержащего газа

	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 молярная масса ЦВСГ Мц равна:

Мц = ?Мiy?I = 2•0,720 + 16•0,2 + 30•0,05 + 44•0,02 + 58•0,01 = 7,6 кг/кмоль. (4.38)

Расход ЦВСГ на 100 кг сырья Gц:

Gц = 100•ж•Мц/сс•22,4 = 100•200•7,6/848•22,4 = 8,21 кг. (4.39)

Составляем материальный баланс реактора гидроочистки (таблица 4.5).

Таблица 4.5 - Материальный баланс реактора

Наименование потоков	% (масс.)	кг/ч
Взято: Сырье - свежий водородсодержащий газ ЦВСГ	100 0,755	273437,5 2064,6
Итого	108,99	298006
Получено: Дизельное топливо очищенное Сероводород	98,13 0,468	271058,6 1279,6
Сухой газ Бензин ЦВСГ	0,72 0,44 8,21	1968,8 1203,3 22503,9
Итого	108,97	298014

4.4 Тепловой баланс реактора

Уравнения теплового баланса реактора гидроочистки:

Qc + Qц + Qs + Qг.н = ?Qсм, (4.40)

гдеQc, Qц - 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.

Тепловой баланс реактора можно записать в следующем виде:

Gct0 + ?Sqs + ?Cнqн = Gct, (4.41)

t = t0 + (?Sqs + ?Cнqн) / (Gc), (4.42)

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

с - средняя теплоемкость реакционной смеси, кДж/(кг•К);

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

t и t0 - температуры на входе в реактор и при удалении серы ?S, °С;

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

Температура процесса составляет 350 °С, суммарное количество реакционной среды на реактор составляет 108,99 кг, количество серы, удаленное из сырья ?S = 0,44 % (масс.). Глубину гидрирования непредельных углеводородов можно принять равной глубине обессеривания:

?Сн = Сн•0,9 = 10,1•0,9 = 9,09 % (масс.). (4.43)

Количество тепла, выделяемое при гидрогенолизе сернистых соединений (на 100 кг сырья) при заданной глубине обессеривания, равной 0,9, составит:

Qs = ?qsi•gsi, (4.44)

гдеqsi - тепловые эффекты гидрогенолиза отдельных сераорганических соединений, кДж/кг; gsi - количество, разложенных сераорганических соединений, кг (при расчете на 100 кг сырья оно численно равно содержанию отдельных сероорганических соединений в % (масс.)).

Таким образом, количество тепла при заданных условиях равно:

Qs = 0,1•2100 + 1,0•38,10 + 0,2•5060 + 0,5•8700 = 8471 кДж. (4.45)

Количество тепла, выделяемое при гидрировании непредельных углеводородов равно qн = 126000 кДж/моль, тогда:

Qн = ?Сн•qн/М = 9,09•12600/2095421=0,05 кДж. (4.46)

Среднюю теплоемкость ЦВСГ находим на основании данных по теплоемкости отдельных компонентов (таблица 4.6).

Таблица 4.6 - Теплоемкость отдельных компонентов

Теплоемкость	Н2	СН4	С2Н6	С3Н8	С4Н10
Ср кДж/кг•К Ср ккал/(кг•°С)	14,57 3,48	3,35 0,800	3,29 0,786	3,22 0,772	3,18 0,760

Теплоемкость ЦВСГ находим по формуле:

Сц = ?Срi•yi, (4.47)

гдеСрi - теплоемкость отдельных компонентов с учетом поправок на температуру и давления, кДж/кг•К;

yi - массовая доля каждого компонента в ЦВСГ.

Сц = 14,57•1,192 + 3,35•0,427 + 3,26•0,201 + 3,23•0,103 + 3,18•0,077 5,43 кДж/кг•К(4.48)

Энтальпия паров сырья при 350 °С равна J350 = 1050 кДж/кг.

Поправку на давление находят по значениям приведенной температуры и давления.

Абсолютная критическая температура сырья равна:

Ткр = 350 + 273/733 = 0,845(4.49)

Критическое давление сырья вычисляют по формуле:

Ркр = 0,1•Ткр•К/Мс, (4.50)

гдеК = 1,216•3vТср/d1515 = 1,216•v275 + 273/0,8244 = 12,02.

Ркр = 0,1•733 - 12,02/209 = 4,22МПа (проверить формулу) (4.51)

Тогда приведенное давление равно:

Рпр = Р/Ркр = 4/4,22 = 0,95. (4.52)

Для найденных значений Тпр и Рпр:

?JM/(4,2T) = 4,19 (4.53) ?J = 4,19•4,2•623/209 = 51,6 кДж/кг. (4.54)

Энтальпия сырья с поправкой на давление равна:

J350 = 1050 - 51,6 = 996,4 кДж/кг. (4.55)

Теплоемкость сырья с поправкой на давление равна:

Сс = 996,4/623 = 1,6 кДж/(кг•К). (4.56)

Средняя теплоемкость реакционной смеси составляет:

с = Сс•100 + Сц•8,99/108,99 = 1,6•100 + 5,45•8,99/108,99 = 161 + 0,45 = 161,45 кДж/(кг•К). (4.57)

Подставив найденные величины в это уравнение, находим температуру на выходе из реактора:

t = t0 + (Sqs+Cнqн)/(Gc) = 350 + (8471 + 5421)/(108,99 + 161,45) = 351,8 °C. (4.58)

4.5 Расчет основных параметров реактора гидроочистки

Для того, чтобы рассчитать диаметр и высоту реактора, сначала необходимо рассчитать объем катализатора.

Требуемый объем катализатора в реакторе Vк вычисляют по формуле:

n = 0,2

V = G'?dS/r, (4.59)

S = 0,2

где

G' = G/с = 273437,5/848 = 329,63 м3/ч. (4.60)

Тогда:

Vк = 331,68•0,2235 = 74,13 м3. (4.61)

Также найдем объемную скорость подачи сырья, то есть отношение объема жидкого сырья, подаваемого на объем катализатора в час:

щ = G'/Vк = 329,63/74,13 = 4,45 ч-1. (4.62)

По найденному значению Vк вычисляем геометрические размеры реактора гидроочистки.

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

Vк = рD2H = рD2•2D = 2 рD3. (4.63)

Диаметр реактора равен:

D = [Vк/(2р)]1/3 = [116,11/(2р)]1/3 = 3vVк/2р = 3v74,13/2•3,14 = 3v11,8 = 2,28 м. (4.64)

Высота слоя катализатора равна:

Н = 2•D = 2•2,28 = 4,6 м. (4.65)

Реактор заполняют катализатором на 1/2 высоты цилиндрической части аппарата. Следовательно, высота цилиндрической части реактора равна:

hцил = Н•2/1 = 4,6•2/1 = 9,2 м. (4.66)

Общая высота реактора:

Нобщ = hцил + 2•hдн,

гдеhдн - высота верхнего и нижнего днища, которая принимается равной 1/2 d, т.е.:

Нобщ = hцил + d = 9,2 +2,3 = 11,5 м. (4.68)

4.6 Расчет потери напора в слое катализатора

Потерю напора в слое катализатора:

?P/H = (150•(1 - е)2•0,1мu)/(е3d2) + (1,75•(1 - е)•сu2)/(е3dg), (4.69)

гдее - порозность слоя;

u - линейная скорость движения потока, фильтрующегося через слой катализатора, м/с;

м - динамическая вязкость, Па•с;

d - средний диаметр частиц, м;

с - плотность газа, кг/м3;

g - ускорение силы тяжести, кг/с2;

Порозность слоя находим по формуле:

е = 1 - 640/1210 = 0,48, (4.70)

гдегн - насыпная плотность катализатора, равная 640 кг/м3;

гк - кажущаяся плотность катализатора, равная 1210 кг/м3;

Линейная скорость потока:

u = 4V/рD2, (4.71)

гдеV - объем реакционной смеси, включающий объем сырья Vc и объем ЦВСГ Vц, т.е.:

V= Vc + Vц. (4.72)

Объем сырья находим по формуле:

Vc = Gc•22,4zc(tср + 273)/МсР•273, (4.73)

гдеGc - расход сырья в реактор, кг/ч;

zc - коэффициент сжимаемости (при Тпр = 0,845, Рпр = 0,98, коэффициент сжимаемости равен 0,25);

tср - средняя температура в реакторе, °С:

tср = 350 + 350,8/2 = 350,4. (4.74)

Тогда:

Vc = 273437,5•22,4•0,1•0,25•(351,4 + 273)/209•4•273 = 418,3 м3/ч. (4.75)

Объем ЦВСГ равен:

Vц = Gc•22,4zc(tср + 273)/(МсР•273) = 22503,9•22,4•0,1•1(351,4 + 273)/7,64•273 = 3785,3 м3/ч, (4.76)

V = 418,3 + 3786,5 = 4204,8, (4.77)

u = 4•4204,8/3,14•(2,3)2•3600 = 16819,2/59798,2 = 0,28. (4.78)

Динамическую вязкость смеси определяют по ее средней молекулярной массе равной:

Мср = (Gc + Gц)/(Vc/Mc + Vц/Мц) = (273437,5 + 22503,9)/(273437,5/209 + 22503,9/7,6) = 69,32. (4.79)

Динамическая вязкость смеси:

м = 1,87•10-6 кг•с/м2. (4.80)

Средний диаметр частиц катализатора d = 4•10-3 м. Плотность реакционной смеси в условиях процесса равна:

г = Gc + Gц/Vc + Vц = 273437,5 + 22503,9/418,3 + 3785,3 = 68,2 кг/м3.

Таким образом:

?Р/Н = [150•(1 - 0,48)20,1•1,87•10-6•0,28/0,483(4•10-3)2] + [1,75•(1 - 0,48)•39.7•0,282/0,483•4•10-3•9,81] = 2,1237/0,442 + 2.8323/0,0043 = 663,5 кг/м2•м, (4.82)

?Р = Н•663,5 = 4,6•663,5 = 3052 кг/м2, (4.83)

Таким образом, потеря напора катализатора не превышает предельно допустимых значений.

4.7 Расчет сырьевого теплообменника

В сырьевых теплообменниках происходит нагревание ГСС перед поступлением в печь за счет тепла ГПС, уходящей из реактора.

Температура потоков на входе и на выходе из теплообменника принята на основании проведенных ранее расчетов и по практическим данным. Схема теплообмена приведена ниже:

t1 = 250 °С ГСС t2 = 355,3 °С

t4 = 305 °С ГПС t3 = 405 °С

Уравнение теплового баланса:

GГСС·сср·(t2 - t1)·з = GГПС·с'ср·(t3 - t4), (4.84)

гдеGГСС, GГПС - массовые расходы ГСС и ГПС соответственно, кг/ч;

сср, с'ср - средняя теплоемкость ГСС и ГПС соответственно, кДж/(кг °С);

з - КПД теплообменника, учитывающий потери в окружающую среду.

Принимаем з = 0,95.

Согласно материальному балансу GГСС = GГПС = 187395 кг/ч (по одному потоку).

С учетом незначительного изменения средней теплоемкости реакционной смеси можно принять:

cср = с'ср = 2,94 кДж/(кг·°С). (4.85)

Уравнение теплового баланса принимает вид:

(t2 - t1)·з = (t3 - t4), (4.86)

Отсюда определяем температуру ГСС на выходе из теплообменника:

T2 = (t3 - t4)/з + t1 = (405 - 305)/0,95 + 250 = 354,3 °С. (4.87)

Разность температур:

Дt1 - 2 = 354,3 - 250 = 104,3 °C; (4.88)

Дt3 - 4 = 405 - 305 = 100 °С. (4.89)

Дt1 - 2/Дt3 - 4 = 104,3/100,0 = 1,05 < 2, (4.90)

поэтому средняя разность температур вычисляется по формуле:

?tср = (?t1 - 2 + ?t3 - 4)/2. (4.91)

Таким образом:

?tср = (105,3 + 100,0)/2 = 102,65 °С. (4.93)

Определяем тепловую нагрузку теплообменника:

Q = GГСС·сср·(t2 - t1)·з = 187395·2,94·(354,3 - 250,0)·0,95 = 55,10·106 кДж/ч. (4.94)

Поверхность теплообменника определяется по формуле:

Fт/о = Q/(Kтп·?tср), (4.95)

гдеK - коэффициент теплопередачи, кДж/(м2·°С·ч).

По справочным данным К = 150 ккал/(м2°С·ч) = 628,5 кДж/(м2·°С·ч).

Тогда поверхность теплообмена по одному потоку составит:

F = 55,11·106/(628,5·102,65) = 854,2 м2.(4.96)

Принимаем на один поток два теплообменника по ГОСТ 13203-77 со следующими характеристиками:

- материал - сталь 16ГС;

- давление - Ру = 4,02 МПа;

- Dв = 800 мм; L* = 7360 мм; l = 6000 мм; lo = 3000 мм; l3 = 420 мм;

- число перегородок - 12;

- Н = 1354 мм; Dу = 250 мм; Dу1 = 250 мм; А = 750 мм; А1 = 5360 мм.

Условное обозначение по ГОСТ 13203-77 выглядит следующим образом: теплообменник 800 ТУ - УКЭ - 4,0 - М12/16 - 6. Пример такого теплообменного аппарата приведен на рисунке 4.1.

Рисунок 4.1 - Теплообменный аппарат типа ТУ

4.8 Уточненный расчет поверхности теплообмена и окончательный выбор типа теплообменного аппарата

Цель уточненного расчета - оценка правильности подбора теплообменного аппарата. Уточненный расчет теплообменного аппарата выполняется по двум действиям:

- уточненной теплоотдаче в межтрубном пространстве;

- уточненный расчет по внутритрубному пространству.

При уточненном расчете определяется коэффициент теплопередачи k.

Коэффициент теплопередачи определяется по формуле:

,

где - коэффициент теплопередачи от наружной поверхности трубок;

- отношение толщины стенки к коэффициенту теплопроводности материала трубки;

- коэффициент теплопередачи от внутренней поверхности трубок.

Коэффициент теплопроводности материала трубки для стали, составляет:

= 25-40 Вт/(м·к) [26]. (4.98)

В расчетах принимаем:

= 40 Вт/(м·к). (4.99)

Проведен расчет поверхности теплообмена по уточненной теплоотдаче в межтрубном пространстве.

Линейные скорости движущихся потоков находятся по следующим формулам:

, (4.100)

где - расход потока (2), кг/с;

- площадь проходного сечения между перегородками, м3;

- плотность продукта в межтрубном пространстве, кг/ м3;

- площадь проходного сечения в вырезе перегородки, м3;

- плотность продукта в трубном пространстве при средней температуре, кг/м3. Подставив численные значения величин, найдем значения линейных скоростей движения потоков:

кг/с, (4.101)

кг/с. (4.102)

Режим потока в трубках устанавливается в зависимости от безразмерной величины критерия Рейнольдса, определяемый согласно формуле:

, (4.103)

где - линейная скорость движения потока, кг/с;

- наружный диаметр трубопровода, м;

- кинематическая вязкость, м2/с.

Определим численное значение числа Рейнольдса:

. (4.104)

Так как критерий Рейнольдса > 2320, движение турбулентное. Для турбулентного режима рекомендуется следующая зависимость:

,

где- критерий Нуссельта;

С - коэффициент равный 0,38 для труб, расположенных по вершинам квадрата [27];

n - коэффициент, равный 0,6, для труб, расположенных по вершинам квадрата [27];

- коэффициент угла атаки, стандартное значение равное 0,6;

Pr - критерий Прандтля. Этот критерий находи, используя формулу:

,

гдеС - средняя массовая теплоемкость, Дж/(кг·К);

- теплопроводность, Вт/(м·К);

- динамическая вязкость, Па·с, определяемая по формуле:

,

где- плотность продукта в межтрубном пространстве, кг/м3.

Па·с.

Определим значение критерия Прандтля:

.

Определим значение критерия Нуссельта:

.

Коэффициент теплопередачи от наружной поверхности трубок определяется по формуле:

,

где - теплопроводность, Вт/(м·К);

- наружный диаметр трубопровода, м.

Определим численное значение коэффициента теплопередачи от наружной поверхности трубок:

.

Режим потока в межтрубном пространстве устанавливается в зависимости от безразмерного критерия Рейнольдса:

,

где- линейная скорость движения потока, кг/с;

- наружный диаметр трубопровода, м;

- кинематическая вязкость, м2/с.

.

Так как критерий Рейнольдса > 2320, движение турбулентное. Для турбулентного режима рекомендуется следующая зависимость:

,

где - критерий Нуссельта;

Pr - критерий Прандтля.

Критерий Прандтля определяется по формуле

,

гдеС - средняя массовая теплоемкость, Дж/(кг?К);

- теплопроводность, Вт/(м?К);

- динамическая вязкость, Па?с,

,

где - плотность продукта в трубах, кг/м3.

Определим численное значение динамической вязкости:

Па·с.

Определим значение критерия Прандтля:

.

Определим значение критерия Нуссельта:

.

Коэффициент теплопередачи внутри трубок:

,

где - теплопроводность, Вт/(м·К);

- наружный диаметр трубопровода, м.

Определим численное значение коэффициента теплопередачи внутри трубок:

.

Уточненная поверхность теплообменного аппарата:

,

гдеk - рассчитанный коэффициент теплопередачи, Вт/(м2·к);

Q - количество передаваемого тепла, Вт.

Определим коэффициент теплопередачи k:

.

Определим численное значение уточненной поверхности теплообмена теплообменного аппарата:

м2.

Таким образом, окончательно принимаем теплообменный аппарат типа ТУ. Теплообменник 800 ТУ-УКЭ-4,0-М12/20-6 - ГОСТ 13203-77.

Целью данного раздела является подбор насосного агрегата.

Насосная установка состоит из насоса, электродвигателя и трубопроводов. Насос соединен с электродвигателем посредствам муфты, через которую так же передается мощность на вал насоса. Жидкость из емкости поступает в фильтр во всасывающий патрубок насоса, далее механическая энергия вращения вала преобразуется в гидравлическую энергию жидкости, и жидкость через нагнетательный патрубок насоса перекачивается в другую ёмкость. Для регулирования и контроля применяются различные средства измерения и контроля.

4.9 Механический расчет

Конструирование и выбор основных элементов колонного аппарата

Целью раздела является расчет колонного аппарата-реактора и расчет его элементов.

К основным элементам колонного аппарат относятся корпус и опора. Корпус состоит из цилиндрической обечайки и днищ.

Реактор имеет цельносварную обечайку цилиндрической формы. Обечайка производится вальцовкой из листового проката.

Также одним из основных элементов оборудования являются днища. Днища ограничивают с обеих сторон обечайки как горизонтальных, так и вертикальных аппаратов.

Реактор гидроочистки имеет стандартное эллиптическое днище с отбортовкой. Глубина таких днищ составляет 0,25 от внутреннего диаметра.

Сосуды следует снабжать люками или смотровыми лючками, обеспечивающими осмотр, очистку, безопасность работ по защите от коррозии, монтаж и демонтаж разборных внутренних устройств, ремонт и контроль сосудов.

В сосудах с внутренним диаметром более 800 мм предусматриваются люки.

Выбор цилиндрических опор производится по величине приведенной максимальной нагрузки Qmax и минимальной нагрузки Qmin.

Штуцеры предназначены для присоединения трубной арматуры к аппарату, а также для присоединения технологических трубопроводов для подвода и отвода различных жидких или газообразных продуктов.

В проектируемом колонном аппарате выбраны штуцеры с условным давлением 1,6 МПа. Каждый тип штуцера обозначен буквой русского алфавита, начиная с А. Все обозначения сведены в таблицу штуцеров.

На корпусе колонных аппаратов также имеются площадки для обслуживания люков и штуцеров.

Расчёт аппарата на прочность

Цели расчёта:

- определить из условия прочности (в случае действия внутреннего давления) или устойчивости (если действует наружное давление) толщины стенок цилиндрической обечайки и днищ;

- определить допускаемые давления;

- проверить прочность цилиндрической обечайки и днищ.

Выбор конструкционных материалов

При выборе материала в первую очередь рассматривается коррозионная стойкость конструкционного аппарата в заданной среде.

Принимаем, что в качестве рабочей среды используется дизельное топливо, т.е. для изготовления корпуса аппарата может быть применена углеродистая сталь обыкновенного качества Ст3сп. Данная сталь также удовлетворяет рабочим условиям, т.е. может быть применена при рабочем давлении 0,39 МПа и рабочей температуре 445 °С.

Кроме этого выбранная сталь может быть применена при заданной средней температуре воздуха и наиболее холодной пятидневки.

Сталь Ст3сп также отвечает требованиям, предъявляемым с точки зрения изготовления аппарата: материал допускает холодную и горячую механическую обработку, обладает хорошей свариваемостью и соответствующими прочностными и пластическими характеристиками в рабочих условиях (ударная вязкость аН - не менее 0,3 МДж/м2).

Углеродистая сталь обладает низкой стоимостью, имеется стандарт на его поставку, освоен промышленностью.

В качестве материала опорной обечайки принимаем также углеродистую сталь обыкновенного качества Ст3сп.

Температура ковки данной стали, °С:

- начала -1300;

- конца - 750.

Охлаждение на воздухе.

Свариваемость - свариваются без ограничений.

Обрабатываемость резанием - в горячекатаном состоянии при 124 НВ и уv = 400 MПa, Кv = 1,8 (твердый сплав) и Kv = 1,6 (быстрорежущая сталь).

Склонность к отпускной хрупкости - не склонна.

Заменитель - сталь ВСт3пс.

Вид поставки - сортовой прокат, в том числе фасонный: ГОСТ 2590-88, ГОСТ 2591-88. Лист толстый ГОСТ 19903-74. Лист тонкий ГОСТ 19903-74. Лента ГОСТ 503-81, ГОСТ 6009-74. Полоса ГОСТ 103-76. Поковки и кованые заготовки ГОСТ 8479-70. Трубы ГОСТ 8734-75.

В таблице 4.7 приведен химический состав данной стали.

Таблица 4.7 - Химический состав стали, %

C	Si	Mn	Ni	S	P	Cr	N	Cu	As
0,14- -0,22	0,15- -0,3	0,4- -0,65	до 0,3	до 0,05	до 0,04	до 0,3	до 0,008	до 0,3	до 0,08

Определение расчетной температуры корпуса и опорной обечайки

Прежде чем определить допускаемые напряжения необходимо найти расчетные температуры для корпуса и опорной обечайки для рабочих условий и для условий испытания.

Определение расчетной температуры для рабочих условий. Для корпуса колонного аппарата принимаем в качестве рабочей максимальную температуру среды низа колонны 345 °С, тогда tрас - наибольшее значение температуры стенки аппарата, определится по формуле (1.139):

tpac = max{tрас, 20 °C}. (4.126)

Подставив исходные данные, получим:

tpac = max{345 °С, 20 °C} = 345 °C. (4.127)

Для опорной обечайки расчётную температуру найдём по формуле

tpac.оп. = max{tc, 20 °C}, (4.128)

гдеtc находим по формуле:

tc = tк - ?t. (4.129)

Подставив исходные данные, получим:

tc = 345 - 325 = 20 °C, (4.130)

tpac.оп. = max{20 °С, 20 °C} = 20 °C. (4.131)

...