РЕФЕРАТ
Пояснительная записка содержит 144 страниц, 8 рисунков, 104 таблиц, 34
источников. Графическая часть проекта выполнена на 4 листах формата А1.
ГИДРОКРЕКИНГ, РЕАКТОР, ТЕПЛООБМЕННИК, ВОДОРОД, РЕЦИКЛ,
ФРАКЦИЯ, КАТАЛИЗАТОР, ЦЕОЛИТЫ, ВОДОРОДСОДЕРЖАЩИЙ ГАЗ,
РАСЧЕТ, МАТЕРИАЛЬНЫЙ БАЛАНС, ТЕПЛОВОЙ БАЛАНС, КОЛОННА,
СЕПАРАТОР.
В разделе «Структура и характеристика НПЗ при переработке
Михайловской нефти пашийского горизонта ДII» рассмотрены мощности
современных НПЗ, их структура и отмечены приоритетные задачи, стоящие
перед российской нефтепереработкой. Приведена характеристика заданной
нефти, растворенных газов и нефтяных фракций, а также проведено сравнение
показателей товарных топлив с показателями соответствующих им фракций.
Обоснован выбор состава технологических установок завода путем анализа
существующих технологий, а также приведены выбор и обоснование
ассортимента получаемых фракций на установке АВТ. Кроме того, дана
краткая характеристика вторичных процессов переработки.
В разделе «Проект установки гидрокрекинга вакуумного газойля» на
основании литературных данных рассмотрены теоретические основы и пути
интенсификации процесса, проведен анализ влияния технологических
параметров и применяемых катализаторов на результаты процесса. Приведена
характеристика сырья, получаемых продуктов, катализатора и реагентов. На
основе этих данных произведен выбор технологического оформления процесса
и условий его проведения. Кроме того, представлена технологическая схема
установки с элементами КИП и А, ее описание и краткая характеристика
основного оборудования с последующим его технологическим расчетом.
Раздел «Мероприятия по безопасной эксплуатации установки» посвящен
рассмотрению опасных и вредных факторов технологического процесса. В
разделе приведен анализ мероприятий, необходимых для обеспечения
безопасной эксплуатации установки, произведено категорирование по
взрывопожарной и пожарной опасности.
В разделе «Мероприятия по охране окружающей среды на установке»
оценено экологическое воздействие работы установки на окружающую среду с
учетом планируемого расположения завода. Предложены мероприятия по
уменьшению негативного воздействия объекта проектирования на
окружающую среду.
СОДЕРЖАНИЕ
1
1.1
1.2
1.3
1.4
1.5
1.5.1
1.5.2
2
2.1
2.2
2.3
2.4
2.5
2.5.1
2.5.2
2.5.3
2.5.4
2.5.5
2.5.6
2.5.7
2.5.8
2.5.9
2.5.10
Введение
Структура и характеристика НПЗ при
Михайловской нефти пашийского горизонта ДII
4
переработке
5
Мощности современных НПЗ по объему перерабатываемой
нефти, требования по глубине переработки нефти,
ассортименту и качеству продуктов переработки
5
Характеристика Михайловской нефти пашийского горизонта
ДII, растворенных газов и нефтяных фракций
7
Выбор и обоснование ассортимента получаемых фракций из
Михайловской нефти пашийского горизонта ДII на установке
АВТ
13
Выбор и обоснование состава технологических установок,
блок-схема НПЗ
20
Краткая характеристика технологических установок НПЗ
25
Характеристика установки ЭЛОУ-АВТ. Материальный баланс
установки ЭЛОУ-АВТ производительностью 12 млн. тонн в
год
25
Характеристика установок вторичных процессов переработки
нефти и процессов переработки нефтезаводских газов
Проект установки гидрокрекинга вакуумного газойля
Обзор научно-технической литературы на тему: пути
интенсификации процесса гидрокрекинга вакуумного газойля
Характеристика сырья, получаемых продуктов, реагентов
Выбор и обоснование технологического оформления процесса,
условий его проведения
Технологическая схема установки с элементами КИП и А и ее
описание, краткая характеристика основного оборудования
26
30
30
33
35
40
Технологический расчет основного оборудования
44
Исходные данные для расчета
44
Материальные балансы установки и реакторов
44
Технологический расчет реакторов
50
Тепловой баланс реакторов
52
Гидравлический расчет реактора
58
Механический расчет толщины корпуса и днища аппарата
64
Расчет узла сепарации ГПС
66
Расчет сырьевых теплообменников «ГСС – ГПС»
73
Расчет печи нагрева ГСС по укрупненным показателям
76
Расчет воздушного конденсатора-холодильника и водяного 77
3
2.5.11
2.5.12
3
3.1
3.2
3.3
4
4.1
4.2
4.3
4.4
холодильника
Материальный баланс колонны фракционирования катализата
Лабораторный контроль качества сырья, получаемой
продукции, газов
Мероприятия по безопасной эксплуатации установки
Анализ опасных и вредных производственных факторов,
возникающих при ведении процесса
Мероприятия,
обеспечивающие
безопасное
ведение
технологического процесса
Пожарная безопасность
Мероприятия по охране окружающей среды на установке
Краткая характеристика объекта проектирования или
исследования
Характеристика качества компонентов окружающей среды в
районе расположения объекта
Оценка уровней воздействия объекта проектирования на
компоненты окружающей среды
Перечень мероприятий по снижению негативного воздействия
объекта на окружающую среду
Заключение
Библиографический список
Приложения
79
80
81
81
83
86
88
88
88
89
93
95
96
99
4
ВВЕДЕНИЕ
На сегодняшний день нефть является одним из важнейших ресурсов, ведь
она необходима не только в топливной индустрии, но и в производстве
широкого спектра продуктов химической промышленности, например,
полимеров, растворителей, лакокрасочных материалов, лекарств, моющих
средств и т.д.
В нефтеперерабатывающей промышленности наблюдаются тенденции к
увеличению глубины переработки нефти, повышению качества выпускаемых
нефтепродуктов наряду с вовлечением в переработку все более тяжелой и
высокосернистой нефти. В связи с этим, на сегодняшний день
нефтеперерабатывающие
заводы
сталкиваются
с
необходимостью
модернизации действующих установок, поскольку многие из них не позволяют
обеспечить необходимые показатели качества товарной продукции, а
некоторые и вовсе являются морально устаревшими.
Кроме
того,
наряду
с
переоснащением
производства
нефтеперерабатывающие компании инвестируют средства в строительство
современных НПЗ, ориентированных на безостаточную переработку нефти. Это
обуславливает актуальность проектирования принципиально новых схем НПЗ с
внедрением лишь недавно разработанных процессов и технологий.
В связи с этим, в данной работе предложен возможный вариант
современного НПЗ, который был разработан на основе анализа сведений
научно-технической литературы по данной тематике.
К числу процессов, отвечающих сегодняшним запросам как мировой, так и
отечественной нефтеперерабатывающей промышленности, бесспорно можно
отнести процесс гидрокрекинга вакуумного газойля. Данный процесс позволяет
не только вырабатывать дополнительное количество светлых нефтепродуктов,
но и получать подготовленное сырье для процесса каталитического крекинга.
В России установки гидрокрекинга имеются на нефтеперерабатывающих
заводах в Уфе, Волгограде, Перми, Самаре, Сызрани, Ангарске, Ярославле [1].
В целом же, Россия отстает от Германии и США по доле вторичных процессов
(36.4 % в России на 2015 год, 88 % в США, 61 % в Германии), а по процессу
гидрокрекинга отставание тоже существенное (4.8 % в России на 2015 год, 9,64
% в США, 8,32 % в Германии) [11]. Таким образом, строительство новых
установок гидрокрекинга является актуальным направлением развития
отечественной нефтепереработки.
5
1.
СТРУКТУРА И ХАРАКТЕРИСТИКА НПЗ ПРИ ПЕРЕРАБОТКЕ
МИХАЙЛОВСКОЙ НЕФТИ ПАШИЙСКОГО ГОРИЗОНТА ДII
1.1 Мощности современных НПЗ по объему перерабатываемой нефти,
требования по глубине переработки нефти, ассортименту и качеству продуктов
переработки
Динамика изменения объемов добычи и переработки нефтяного сырья за
последние годы свидетельствует о постоянном увеличении количества
добываемых углеводородов. По сравнению с 2017 году поставка сырья на НПЗ
России в 2018 году увеличилась на 2,5 % и составила 287 млн т/год. В
настоящее время в России действует 34 НПЗ производительностью более 1
млн т, обладающих суммарной установленной мощностью 310,4 млн т/год. В
2018 году они переработали около 275 млн т углеводородного сырья, более 12
млн т нефти переработали мини-НПЗ [16]. Для сравнения суммарная мощность
165 НПЗ, расположенных в Северной Америке, за аналогичный период
составила 1101 млн т, а для действующих 109 НПЗ на территории Европы – 763
млн т [17]. Мощности наиболее крупных НПЗ, действующих в России, США и
Германии, приведены в таблице 1.1.
Таблица 1.1
Мощности наиболее крупных НПЗ России, США и Германии
Нефтеперерабатывающий завод
Россия
Газпромнефть-ОНПЗ
Киришинефтеоргсинтез
Рязанская нефтеперерабатывающая компания
Лукойл-Нижегороднефтеоргсинтез
Лукойл-Волгограднефтепереработка
США
«Экссон Корпорэйшн», штат Луизиана
«Тексако инкорпорейтед»
«Экссон Корпорэйшн», штат Техас
«Амоко Ойл»
Германия
MiRO GmbH & Co. KG
PCK Raffinerie GmbH
BAYERNOIL Raffineriegesellschaft mb
Мощность, млн т/год
20,89
20,1
18,8
17,0
15,7
22,0
20,0
19,7
16,4
14,9
11,6
10,3
Считается, что наиболее эффективными с позиций эксплуатации,
управления и экономики являются заводы производительностью по сырой
нефти 12-15 млн т/год [18].
В соответствии с «Энергетической стратегией развития России на период
до 2020 года», принятой Распоряжением Правительства РФ № 1234-р от
28.08.2003, глубина переработки нефти на 2020 год должна составлять 85 %. По
итогам 2018 года глубина переработки нефти в России составила 83,4 %, что на
2,1 % выше, чем в 2017 году [16]. Это свидетельствует о соблюдении
компаниями требований, предъявляемых государством, а также о
6
необходимости соответствия этим требованиям всех вновь проектируемых
НПЗ. Однако величина глубины переработки в 85 % в современных условиях
не является достаточной, поскольку в США, для сравнения, глубина
переработки нефти составляет 90–95 %, а на самых современных американских
НПЗ — до 98 %, в странах - членах ОПЕК — 85 %, в Европе 85–90 % [19].
Кроме того, существуют требования, предъявляемые к качеству продукции
НПЗ. Так, в России допускается к выпуску в обращение топливо, полностью
соответствующее требованиям технического регламента Таможенного союза,
утвержденного 18 октября 2011 г. Нормируемые данным документом
показатели качества товарных бензинов, реактивных и дизельных топлив
представлены в таблице 1.2, таблице 1.12 и таблице 1.13 соответственно.
Таблица 1.2
Требования к характеристикам автомобильного бензина (ТР ТС 013/2011)
Наименование показателя
Значение для марки
АИ-92
АИ-95
АИ-98
по исследовательскому методу
92,0
95,0
98,0
по моторному методу
83,0
85,0
88,0
1 Октановое число, не менее:
2 Концентрация свинца, мг/дм
3
Отсутствие
3 Концентрация смол, промытых растворителем,
мг/дм3 (мг/100 см3) бензина, не более
50 (5)
4 Индукционный период бензина, мин, не менее
360
5 Массовая доля серы, мг/кг, не более, для
экологического класса К5
10,0
6 Объемная доля бензола, %, не более, для
экологического класса К5
1
7 Объемная доля углеводородов, %, не более, для
экологического класса К5
олефиновых
18,0
ароматических
35,0
8 Массовая доля кислорода, %, не более, для
экологического класса К5
2,7
9 Объемная доля оксигенатов, %, не более, для
экологического класса К5
метанола
1,0
этанола
5,0
изопропилового спирта
10,0
трет-бутилового спирта
7,0
7
Продолжение таблицы 1.2
Наименование показателя
Значение для марки
АИ-92
АИ-95
изобутилового спирта
10,0
эфиров (C5 и выше)
15,0
других оксигенатов (с температурой конца кипения
не выше 210 °С)
10,0
10 Испытание на медной пластинке (3 ч при 50 °С)
Класс 1
11 Внешний вид
АИ-98
Чистый, прозрачный
12 Плотность при 15 °С, кг/м3
725,0-780,0
3
13 Концентрация марганца, мг/дм , не более
Отсутствие
14 Концентрация железа, мг/дм3, не более
Отсутствие
15 Объемная доля монометиланилина (Nметиланилина), %, не более, для экологического
класса К5
Отсутствие
1.2 Характеристика Михайловской нефти пашийского горизонта ДII,
растворенных газов и нефтяных фракций
В соответствии с классификацией по ГОСТ Р 51858-2002 Михайловская
нефть пашийского горизонта ДII является малосернистой и особо легкой (см.
таблицу 1.3). Характеристики растворенных газов и нефтяных фракций
представлены в таблицах 1.4-1.11.
4,0
ν20, мм/с2
ν50, мм/с2
2,58
-
Выход на нефть, %мас.
С2Н6
7,7
фенолов
-
Содержание индивидуальных углеводородов, %мас.
C3Н8
Изо-С4Н10
20,2
9,6
до 200 ℃
до 350 ℃
37,5
68,0
Выход фракций,
%мас.
Коксуемость, %мас.
нафтеновых кислот
-
0,87
асфальтенов
Следы
Зольность, %мас.
смол силикагелевых
2,88
-
смол сернокислых
6
Кислотность, мг КОН на 100 см3 нефти
азота
0,04
Содержание, %мас.
0,19
серы
Парафины
Давление
насыщенных паров,
мм рт. ст.
температура плавления, ℃
0,48
52
содержание, %мас.
при 50 ℃
10,01
при 38 ℃
застывания
Температура, ℃
366
-6
вспышки в закрытом тигле
Молярная масса
203
Ниже -35
Плотность при 20 ℃, кг/м3
790,4
8
Таблица 1.3
Общая физико-химическая характеристика нефти
Таблица 1.4
Состав газов, растворенных в нефти
Н-С4Н10
62,5
9
Таблица 1.5
50 %
90 %
Октановое число (ММ)
Кислотность, мг КОН
на 100 см3 фракции
Давление насыщенных паров
при 38 ℃, кПа (мм рт.ст.)
7,6
10,8
15,5
22,0
28,9
33,5
10 %
Содержание серы, %мас.
Выход на нефть, %мас.
28-85
28-100
28-120
28-150
28-180
28-200
НК
Плотность при
20 ℃, кг/м3
Температура отбора, ℃
Характеристика фракций, выкипающих до 200 ℃
47
53
60
68
70
72
56
63
70
80
82
84
66
77
89
103
117
126
80
95
110
132
160
180
680,5
693,9
707,4
722,3
732,8
740,0
0,030
0,040
0,050
0,060
64,4
61,5
58,4
50,4
44,4
40,3
Следы
Следы
Следы
Следы
186
151
100
64
Фракционный состав, ℃
Таблица 1.6
Характеристика фракций, являющихся сырьем каталитического риформинга
Температура
отбора, ℃
62-105
85-120
105-140
140-180
Выход
на нефть,
%мас.
8,4
7,9
8,0
8,9
Плотность
при 20 ℃,
кг/м3
-
Содержание
серы, %мас.
0,04
0,05
0,05
0,08
Содержание углеводородов, %мас.
ароматических
нафтеновых
парафиновых
15,0
17,0
20,0
23,0
23,0
22,0
21,0
20,0
62,0
61,0
59,0
57,0
10
Таблица 1.7
Характеристика легких керосиновых фракций
НК
10 %
50 %
90 %
98 %
начала кристаллизации
Вспышки в закрытом тигле
Высота некоптящего пламени, мм
Содержание серы, %мас.
Кислотность, мг КОН на 100 см3
дистиллята
774,0
138
148
178
217
228
-60
32
-
0,148
-
28,4
799,0
-
158
200
240
-
-35
46
20
0,30
-
150-320
36,4
800,0
-
188
232
286
308
-24
55
19
0,36
1,40
Михайловская ДII
Плотность при 20 ℃,
кг/м3
18,7
150-280
Михайловская СI
Выход на нефть, %мас.
120-235
Нефть
Температура отбора, ℃
Температура, ℃
Фракционный состав
11
Таблица 1.8
-27
-12
-15
-13
-15
-8
-9
-8
60
89
85
187
Кислотность, мг КОН
на 100 см3 топлива
1,68
2,36
2,30
2,33
Содержание серы, %мас.
2,84
4,53
3,81
4,20
вспышки
816,0
-
помутнения
812,0
828,2
824,0
826,0
застывания
-
ν40, мм2 /с
310
300
316
308
ν20, мм2 /с
234
274
280
275
Плотность при 15 ℃,
кг/м3
186
258
251
254
Температура, ℃
Плотность при 20 ℃,
кг/м3
98 %
56
58
58
58
90 %
Цетановое число
42,0
16,4
30,5
25,1
50 %
Выход на нефть, %мас.
150-350
240-320
200-350
225-350
Фракционный состав
10 %
Температура отбора, ℃
Характеристика дизельных фракций
0,38
0,42
0,41
0,42
-
Таблица 1.9
Характеристика остатков
Остаток
Выход (на нефть),
%мас.
𝜌420 , кг/м3
ВУ50
ВУ80
ВУ100
Выше 300°С
41,6
895,0
-
4,10
Выше 350°С
32,0
951,0
-
Выше 400°С
24,0
953,0
-
Температура, °С
Коксуемость,
%
застывания
вспышки
Содержание серы,
%мас.
2,32
28
192
0,87
6,21
6,45
3,75
35
243
0,95
7,41
9,00
6,20
46
284
0,99
9,40
застывания
12
Таблица 1.10
Потенциальное содержание базовых дистиллятных и остаточных масел
Характеристика базовых масел
Температура
отбора,
°С
Выход
дистиллятной
фракции
ν50 ,
3
ρ20
4 , кг/м
или остатка
мм2/с
на нефть, %маc.
Выход базовых масел, %маc.
мм2/с
ν50 /ν100 ,
мм2/с
ИВ
ВВК
Температура
застывания, °С
ν100 ,
на дистиллятную
на нефть
фракцию или
остаток
350-400
14,0
886,0
16,50
4,37
3,77
85
-
-27
69,2
9,7
450-495
3,9
885,0
41,50
8,20
5,06
85
-
-15
71,4
2,8
Остаток выше 495
14,1
883,0
98,60
15,48
6,36
94
0,8093
-11
38,2
5,4
на дистиллятную
фракцию или остаток
13
Таблица 1.11
Разгонка (ИТК) Михайловской (пашийского горизонта ДⅡ) нефти в аппарате
АРН-2 и характеристика полученных фракций
№
1.
2.
3.
4.
5
6.
7.
8.
9.
10.
11.
12.
13.
14.
15.
16.
17.
18.
19.
20.
21.
22.
23.
24.
25.
26.
27.
28.
29.
30.
Температура
Выход на нефть, %маc.
выкипания
отдельных
суммарный
фракций при
фракций
760 мм рт. ст., °С
Газ
4,0
4,0
28-55
2,3
6,3
55-70
2,5
8,8
отдельных фракций
70-86
2,6
11,4
86-96
2,7
14,1
96-108
2,8
16,9
108-122
2,8
19,7
122-135
2,7
22,4
135-146
2,8
25,2
146-160
2,9
28,1
160-175
3,0
31,1
175-188
3,2
34,3
188-198
3,0
37,3
198-212
2,9
40,2
212-226
3,0
43,2
226-243
2,9
46,1
243-253
3,0
49,1
253-267
2,9
52,0
267-283
2,9
54,9
283-299
3,0
57,9
299-312
3,1
61,0
312-328
3,3
64,3
328-345
3,2
67,5
,
345-364
2,9
70,4
364-380
3,2
73,6
380-408
3,1
76,7
408-430
3,1
79,8
430-465
3,1
82,9
465-495
3,0
85,9
13,0
Остаток
14,1
100,0
𝜌420 ,
кг/м3
—
637,0
680,4
711,8
727,3
737,2
746,5
753,4
760,2
766,6
773,2
778,5
782,3
791,2
799,7
804,1
810,9
815,5
823,8
829,4
835,2
843,7
851,9
860,1
865,3
872,8
879,9
887,7
893,5
—
М
—
80
—
—
94
—
—
—
122
—
—
—
154
—
—
—
195
—
—
—
250
—
—
305
—
—
—
—
440
—
1.3 Выбор и обоснование состава технологических установок; блок-схема
нефтеперерабатывающего завода
Установка каталитической изомеризации легкой прямогонной бензиновой
фракции нужна для получения изомеризата – компонента бензина с высоким
октановым числом, который также обеспечивает пусковые свойства топлива.
Существует три типа установок каталитической изомеризации, которые
подразделяют в зависимости от используемого в процессе катализатора:
14
низкотемпературная (120-200 ℃), среднетемпературная (280-320 ℃) и
высокотемпературная (360-420 ℃). Также, процесс может быть реализован
либо по схеме «за проход», либо с рециркуляцией низкооктановых
углеводородов.
Наиболее
эффективным
является
применение
низкотемпературного катализатора, поскольку по сравнению с другими типами
катализаторов он обеспечивает наибольшую конверсию нормальных пентана и
гексана в соответствующие изомеры при значительно меньших температурах.
Вариант технологии «за проход» может обеспечить прирост октанового числа
не более чем на 10-11 пунктов, в то время как рециркуляция н-пентана и нгексана с метилпентанами позволяет повысить октановое число на 14-20
пунктов [20]. Таким образом, выбираем установку низкотемпературной
изомеризации с депентанизатором и деизогексанизатором.
Установка каталитического риформинга выбрана для проектируемого
нефтеперерабатывающего завода с целью получения риформата –
высокооктанового компонента товарного бензина. Установки каталитического
риформинга подразделяют на три типа:
- со стационарным слоем катализатора и его регенерацией одновременно
во всех реакторах при полной остановке установки;
- со стационарным слоем катализатора и его регенерацией в каждом из
реакторов за счет подключения резервного реактора взамен выключенного;
- с движущимся катализатором и его непрерывной регенерацией в
отдельном аппарате – регенераторе [21].
Целесообразным является выбрать вариант риформинга с движущимся
слоем катализатора, поскольку такая технология обеспечивает непрерывность
процесса, постоянство выхода и качества получаемого риформата и ВСГ,
возможность ведения процесса в жестком режиме с глубокой ароматизацией
сырья при низком давлении (0,35-1 МПа) и низкой кратности циркуляции ВСГ
(500-840 нм3/м3). Октановое число получаемого риформата при этом на уровне
100 пунктов по ИМ [1]. Кроме того, часть риформата будет перерабатываться в
комплексе по производству ароматических соединений с целью получения
бензола, орто- и параксилолов, являющихся ценным сырьем нефтехимического
синтеза.
Необходимость включения
этого комплекса
обусловлена
ограничением содержания ароматических углеводородов (не более 35 %мас.
для класса-5 по техническому регламенту) в товарных бензинах.
Гидроочистка прямогонной керосиновой фракции требуется для
обеспечения установленных для марок реактивного топлива ДЖЕТ А-1 и ТС-1
значений плотности, низшей теплоты сгорания, высоты не коптящего пламени
и содержания ароматических углеводородов. Установка гидроочистки
дизельного топлива необходима для достижения в прямогонной фракции, а
также в легком газойле вторичных процессов (каталитического крекинга и
установки замедленного коксования) содержания серы, соответствующего
топливу класса-5 по техническому регламенту и марке ЕВРО. Существующие
варианты процессов гидроочистки являются однотипными по аппаратурному
оформлению и схемам реакторных блоков, основные различия - это
применяемый
катализатор
(алюмоникельмолибденовый
или
15
алюмокобальтмолибденовый) и схема секции сепарации («горячая» или
«холодная»). Исходя из рекомендаций [22], для процесса гидроочистки
керосиновой фракции будет применяться алюмокобальтмолибденовый
катализатор,
для
гидроочистки
дизельной
фракции
–
алюмоникельмолибденовый. Холодная сепарация по сравнению с горячей
обеспечивает более высокую концентрацию водорода в ЦВСГ. Горячая
сепарация обеспечивает меньшие эксплуатационные затраты на нагрев и
охлаждение; недостатком является некоторое увеличение расхода водорода изза его растворения в гидрогенизате. В соответствии с рекомендациями [2], на
установке гидроочистки керосиновой фракции будет применяться холодная
сепарация ГПС, а для дизельной фракции – горячая сепарация.
Процесс каталитического крекинга предназначен для получения
высокооктанового бензина (ОЧМ 76-82) и легкого газойля – компонента
дизельного топлива. По технологическому оформлению установки
подразделяются на следующие типы:
- с движущимся слоем крупногранулированного катализатора;
- установки с псевдоожиженным слоем микросферического катализатора;
- установки с прямоточным лифт-реактором.
Установки первых двух типов на сегодняшний день являются морально
устаревшими и по технико-экономическим показателям значительно уступают
установкам с лифт-реактором [21]. Последний вариант представляется
наиболее эффективным, поскольку он позволяет проводить процесс при
повышенных температурах (510-530 ℃) и коротком времени контакта сырья и
катализатора (2-6 с). Такие условия ведения процесса способствуют
увеличению выхода высокооктанового бензина и содержания олефинов С 3-С4 в
газе, а также росту селективности процесса. Выход бензина при этом достигает
55-60 % [1]. Поэтому для проектируемого НПЗ выбираем именно этот вариант
технологии.
Установка замедленного коксования в составе нефтеперерабатывающего
завода играет важную роль и является самой рентабельной и перспективной
технологией переработки тяжелых остатков, особенно в условиях низких цен на
нефтяное сырье [15, с. 72]. Наличие этой установки предопределяет высокую
глубину переработки нефти и способствует выработке наряду с коксом
значительного количества светлых нефтепродуктов и газа. Кроме того, наличие
в схеме завода УЗК высокой производительности позволяет быстрее
адаптироваться к изменению состава перерабатываемой нефти, что особенно
актуально в связи с увеличением содержания сернистых соединений в нефтях,
поступающих на переработку [16, с. 55]. УЗК разделяют на одноблочные и
двухблочные. Одноблочные установки имеют в своем составе, как правило, три
коксовые камеры, и их рабочий цикл «загрузка сырья – выгрузка кокса»
составляет около 48 часов. Основное отличие двухблочных установок
замедленного коксования состоит в наличии четырех камер, которые работают
попарно, независимо друг от друга. Каждую пару камер можно отключить на
ремонт, не останавливая всей установки. Таким образом, целесообразным будет
выбрать для проектируемого НПЗ двухблочный тип УЗК.
16
Установка алкилирования бутан-бутиленовой фракции метанолом
внедрена в структуру нефтеперерабатывающего завода для получения
метилтретбутилового эфира. Получение этого оксигената является актуальным,
поскольку он является октаноповышающим компонентом товарного бензина и
обеспечивает
большую
полноту
сгорания
топлива.
Большинство
промышленных установок имеют схожую схему, состоящую из секций реакции
и очистки. Основные различия заключаются в типе реакционных устройств
(изотермические, адиабатические и каталитической дистилляции) или их
различной комбинации. Наибольшая конверсия достигается с использованием
колонны каталитической дистилляции в дополнение к основному
адиабатическому
реактору.
В
такой
комбинации
устраняются
термодинамические ограничения по степени превращения изобутилена при
алкилировании в результате непрерывного отбора МТБЭ из реакционной смеси
(~100 %) [20]. Исходя из этого, выберем именно такой вариант технологии.
Бутан-бутиленовая фракция после алкилирования метанолом поступит на
установку алкилирования изобутана олефинами, которая служит для получения
широкоразветвленных
парафиновых
углеводородов,
являющихся
высокооктановым компонентом товарного бензина. В промышленной практике
применяют три типа установок: сернокислотное, фтористоводородное и
алкилирование на твердых катализаторах. Процесс фтористоводородного
алкилирования протекает более селективно, при температуре, позволяющей для
съема избыточного тепла реакции применять водяное охлаждение, без
принудительного перемешивания реакционной смеси и с меньшим расходом
катализатора. Недостатком является высокая летучесть и токсичность HF.
Октановое число алкилата несколько выше при сернокислотном
алкилировании. Основное достоинство установок с применением твердых
катализаторов – это безопасность их эксплуатации при сопоставимой с
жидкостным алкилированием эффективности процесса [21]. Однако твердые
катализаторы подвержены относительно быстрой дезактивации. В связи с этим
в структуру проектируемого завода предлагается включить принципиально
новую технологию алкилирования, основанную на применении комплексного
соединения, синтезируемого из ионной жидкости и хлоридов меди и алюминия.
По сравнению с другими технологиями, данный процесс более безопасен,
используемая
ионная
жидкость
неагрессивна,
все
оборудование
изготавливается из углеродистой стали. Хотя и ионная жидкость дороже серной
кислоты, в целом процесс экономически более эффективен [23].
Процессы изомеризации н-бутана подразделяются на типы в зависимости
от применяемого катализатора: хлорида алюминия, хлорированного оксида
алюминия или сульфатированных оксидов металлов. Катализаторы на основе
хлорида алюминия и хлорированного оксида алюминия обеспечивают
селективность по изобутану 99 % при температуре 100 – 160 ℃, однако их
существенный недостаток – высокая чувствительность к примесям соединений
серы и воды в сырье, необратимо дезактивирующих катализатор [24].
Технология же с применением сульфатированных оксидов металлов
обеспечивает несколько меньшую селективность в изомеризации н-бутана при
17
температурах процесса 160 – 200 °С. Тем не менее, использование таких
катализаторов не требует операций подачи хлорорганических соединений и
нейтрализации кислых газов. Кроме того, они гораздо менее чувствительны к
каталитическим ядам в сырье [25]. Это позволяет сделать выбор в пользу
технологии изомеризации н-бутана с использованием сульфатированных
оксидов металлов.
Процессы дегидрирования пропана и изобутана классифицируют по трем
критериям:
по типу реактора (адиабатический или изотермический);
по типу применяемого катализатора (алюмохромовый или
алюмоплатиновый);
по типу организации реакционной зоны (стационарный,
движущийся или кипящий слой катализатора).
Процесс в изотермическом реакторе обеспечивает наибольшую
селективность (не менее 90 %), конверсия за проход при этом составляет около
45 %. В условиях же адиабатического реактора селективность несколько ниже
(85 – 90 %), но конверсия за проход при этом достигает 50-60 %. Кроме того,
поддержание изотермического режима требует более сложного аппаратурного
оформления. Что касается типа катализатора, то при схожей селективности
алюмохромовый катализатор обеспечивает несколько большую конверсию по
сравнению алюмоплатиновым. Процесс, проводимый в кипящем слое
катализатора, показывает меньшую селективность, чем в стационарном или
движущемся слое [26]. Наиболее оптимальным является вариант процесса в
адиабатическом реакторе со стационарным слоем алюмохромового
катализатора, поэтому целесообразным будет выбрать именно его.
Установка олигомеризации пропилена вводится в структуру НПЗ для
получения полимер-бензина – высокооктанового компонента товарного
бензина, удовлетворяющего требованиям экологических стандартов. Процесс
подразделяют на типы [27] в соответствии с применяемым катализатором:
цеолитом, алюмосиликатом, катионообменными смолами или «твердой
фосфорной кислотой» (ТФК). Цеолиты относят к числу довольно
перспективных катализаторов, и они обеспечивают ОЧИ олигомеризата на
уровне 92 п., однако по сравнению с другими типами они требуют более
высоких температур (285 – 375 ℃) и давления (0,4 – 3 МПа) ведения процесса.
Кроме того, они чувствительны к присутствию в сырье соединений серы.
Аморфные алюмосиликаты в настоящее время используются в олигомеризации
намного реже, чем цеолиты. Оптимальные результаты олигомеризации
обеспечиваются при температуре 120—200 °С и давлении 2—5 МПа. ОЧИ
олигомеризата составляет 95-96 пунктов, при этом селективность недостаточно
велика (25 – 40 %). Ионообменные смолы сульфокислотного типа наряду с
ТФК относятся к наиболее распространенным промышленным катализаторам
олигомеризации [28]. Данный вид катализаторов применяется в более мягких
условиях: температура не более 100 °С и давление 1—2 МПа. Однако
существуют ограничения в использовании большинства ионообменных смол
из-за их низкой термической стабильности при температурах выше 130 °C.
18
Олигомеризацию алкенов в промышленности в присутствии ТФК проводят при
температурах 150—250 °С и давлении 2—8 МПа. Конверсия достигает 95 %,
ОЧИ полимер-бензина на уровне 94-97 пунктов. Недостатком является
относительно короткий срок службы (не более 6 месяцев). Таким образом,
выбираем вариант процесса с применением ТФК, поскольку он является
наиболее эффективным из перечисленных.
Блок-схема
проектируемого
нефтеперерабатывающего
завода
представлена на рис. 1.1.
19
Блок-схема НПЗ для переработки Михайловской нефти пашийского горизонта ДII
Рис. 1.1
20
1.4 Выбор и обоснование ассортимента получаемых фракций из
Михайловской нефти пашийского горизонта ДII на установке АВТ
Ассортимент получаемых продуктов зависит от химического состава и
свойств нефти и от необходимости конкретных нефтепродуктов. По заданию
предложен следующий перечень фракций: газ, 28-70, 70-120, 120-180, 180-230,
230-280, 280-350, 350-530, >530 ℃.
Углеводородный газ, растворенный в нефти, преимущественно состоит из
н-бутана (62,5 %мас.) и пропана (20,2 %мас.) в соответствии с таблицей 1.4. Газ
направляют на обработку водными растворами аминов для удаления
сероводорода, после чего она поступит на газофракционирующую установку.
На ГФУ в процессе ректификации будут получены топливный газ,
индивидуальные низкомолекулярные углеводороды.
Фракция 28-70 ℃: данных о количественном содержании углеводородов
нет, поэтому предполагаем, что она почти полностью состоит из нормальных
парафиновых углеводородов; ее направляют как сырье на установку
низкотемпературной каталитической изомеризации для повышения октанового
числа примерно с 66 до 88-92 пунктов, что позволит использовать изомеризат
как компонент высокооктанового бензина.
Фракция 70-120 ℃ вместе с фракцией 120-180 ℃ поступает на установку
каталитического риформинга с целью получения компонента бензина,
обладающего высоким октановым числом за счет повышенного содержания
ароматических углеводородов.
Чтобы получать компоненты реактивных топлив из фракций 120-180 ℃ и
180-230 ℃, они должны соответствовать по качеству всем требованиям ГОСТ к
качеству товарных реактивных топлив за исключением содержания общей и
меркаптановой серы, фактических смол, термической стабильности и йодного
числа. Поскольку характеристика фракции 120-230 ℃ для Михайловской нефти
ДII отсутствует, воспользуемся необходимыми данными для месторождения из
этого же региона с подобными характеристиками нефти (см. таблицу 1.9). Для
обоснования получения керосиновой фракции и варианта ее дальнейшего
использования сравним основные показатели качества этой фракции с
товарными реактивными топливами марок ДЖЕТ А-1 и ТС-1 и оформим их в
виде таблицы (см. таблицу 1.12). Из сравнения видно, что плотность фракции
не соответствует требованиям для топлива марки ТС-1, а такие показатели как
низшая теплота сгорания, содержание ароматических углеводородов и высота
некоптящего пламени отсутствуют. Мы сможем перерабатывать фракцию 120230℃ с целью получения компонентов товарного реактивного топлива марок
ДЖЕТ А-1 и ТС-1, если отправим ее на процесс гидроочистки при повышенном
давлении и увеличим содержание фракции 180-230 ℃ в товарном топливе.
Часть фракции 180-230 ℃ совместно с фракциями 230-280 ℃ и 280-350 ℃
отправятся на получение дизельного топлива. Чтобы обосновать получение и
дальнейшее использование дизельной фракции, сравним ее основные
показатели с товарным дизельным топливом 5-го класса по техническому
регламенту и с дизельным топливом марки ЕВРО (см. таблицу 1.13). Из
21
сравнения видно, что такие показатели как кинематическая вязкость и
плотность несколько ниже требуемых для топлива марки ЕВРО; температура
помутнения соответствует только классу-0 этой марки; содержание общей серы
значительно выше, чем в целевых товарных топливах. Для достижения
установленных значений по содержанию общей серы отправим эти фракции на
процесс гидроочистки; чтобы повысить показатели плотности и
кинематической вязкости, несколько увеличим долю фракций 230-280 ℃ и 280350 ℃ в товарном топливе; для понижения температуры помутнения будем
использовать депрессорные присадки.
Фракцию 350-530 °С переработаем по топливному варианту, поскольку
данную фракцию экономически не выгодно использовать в качестве сырья для
получения масляных дистиллятов: их рекомендуется получать при вакуумной
перегонке мазута, если индекс вязкости и выход каждого базового масла не
ниже 85 пунктов и 8,0 %мас. на нефть соответственно; обоим этим критериям
соответствует только фракция 350-400 ℃ (см. таблицу 1.10).
Фракцию >530 ℃ (гудрон) используем для получения кокса в процессе
замедленного коксования, где также будут получены дополнительные
количества бензина и дизельного топлива, что увеличит глубину переработки
нефти.
22
Таблица 1.12
Характеристика реактивных топлив и керосиновых фракций
Показатели качества
Плотность при 20(15) °С, кг/м3
Фракционный состав, °С:
- температура начала перегонки
- 10 % отгоняется при температуре
- 50 % отгоняется при температуре
- 90 % отгоняется при температуре
- 98 % отгоняется при температуре
- температура конца кипения
Кинематическая вязкость, мм2/с:
- при 20 °С
- при минус 40 °С
- при минус 20 °С
Низшая теплота сгорания, кДж/кг
Содержание ароматич. углеводородов, %мас.(%об.)
Высота некоптящего пламени, мм
Кислотное число, мг КОН/г топлива
Кислотность, мг КОН/100 см3 топлива
Йодное число, г I2/100 г топлива
Температура вспышки, °С
Температура начала кристаллизации, °С
Температура застывания, °С
Содержание общей серы, %мас.
Содержание меркаптановой серы, %мас.
Реактивные топлива марок
ТС-1 (ГОСТ 10227-2013)
ДЖЕТ А-1
(ГОСТ 32595-2013)
высший сорт
первый сорт
Не менее 780
(775-840)
Не менее 775
Фракция нефти, °С
120-235
774(778)
Не выше 150
Не выше 165
Не выше 195
Не выше 230
Не выше 250
-
Не выше 150
Не выше 165
Не выше 195
Не выше 230
Не выше 250
-
Не выше 205
Не выше 300
138
148
178
217
228
-
Не менее 1,30
Не более 8
Не менее 43120
22(20)
Не менее 25
Не более 0,7
Не более 2,5
Не ниже 28
Не выше минус 60
Не более 0,20
Не более 0,0030
Не менее 1,25
Не более 8
Не менее 42900
22(20)
Не менее 25
Не более 0,7
Не более 3,5
Не ниже 28
Не выше минус 60
Не более 0,25
Не более 0,0030
Не более 8
Не менее 42800
25
Не менее 25
Не более 0,1
Не ниже 38
Не выше минус 47
Не более 0,25
Не более 0,0030
1,32
32
Минус 60
0,148
-
23
Таблица 1.13
Характеристика дизельных товарных топлив и дизельной фракции
Дизельные топлива марок
Показатели качества
Цетановое число
Цетановое число для холодного и арктического
климата
Цетановый индекс
Плотность при 15 °, кг/м3
Фракционный состав:
- при температуре 250 °С перегоняется, %об.
- при температуре 350 °С перегоняется, %об.
-95 %об., перегоняется при температуре, °С
Фракция нефти
150-350 °С
Класс 5 по ТР ТС 013/2011
ЕВРО
(ГОСТ 32511-2013)
Не менее 51
Не менее 51
56
Не менее 47
-
-
-
Не менее 46
820-845
816
Не выше 360
Менее 65
Не менее 85
Не выше 360
2-4,5
Класс 0: 1,5-4
Класс 1: 1,5-4
Класс 2: 1,5-4
Класс 3: 1,4-4
Класс 4: 1,2-4
-
Кинематическая вязкость при 40 °С, мм2/с:
-
Температура застывания, °С
-
-
Минус 27
-
Класс 0: минус 10
Класс 1: минус 16
Класс 2: минус 22
Класс 3: минус 28
Класс 4: минус 34
Минус 15
Температура помутнения, °С, не выше
1,68
24
Продолжение таблицы 3.2
Дизельные топлива марок
Показатели качества
Предельная температура фильтруемости
для холодного (арктического) климата, °С, не выше
Содержание общей серы, мг/кг
Содержание полициклических ароматических
углеводородов, %мас.
Температура вспышки, °С:
- дизельные топлива, за исключением дизельного
топлива для арктического климата
-дизельные топлива для зимнего и арктического
климата
-для дизелей общего назначения
Зольность, %мас.
Коксуемость 10%-ного остатка, %мас.
Смазывающая способность, мкм
Коррозия медной пластины, единицы по шкале
Содержание воды (мг/кг)
Окислительная стабильность:
общее количество осадка, г/м3
Класс 5 по ТР ТС
013/2011
ЕВРО
(ГОСТ 32511-2013)
Класс 0: минус 20
Класс 1: минус 26
Класс 2: минус 32
минус 20 (минус 38)
Класс 3: минус 38
Класс 4: (минус 44)
Не более
Фракция нефти
150-350 °С
-
10
К3: 350
К4: 50
К5: 10
Не более 8
Не более 8
-
Выше 55
-
-
Не ниже 30
-
Выше 55
Не более 0,01
Не более 0,30
Не более 460
Класс 1
Не более 200
60
-
Не более 25
-
3800
25
1.5 Краткая характеристика технологических установок НПЗ
1.5.1 Характеристика установки ЭЛОУ-АВТ. Материальный баланс
установки ЭЛОУ-АВТ производительностью 12 млн. тонн в год
Установка будет состоять из блока ЭЛОУ, блока атмосферной перегонки,
блока стабилизации, вторичной перегонки бензиновой фракции и вакуумного
блока с узлом создания вакуума. Материальный баланс установки приведен в
таблице 1.12.
В блоке ЭЛОУ предусмотрена двухступенчатая схема подготовки нефти,
между ступенями в поток нефти будет осуществляться ввод дистиллированной
воды с целью растворения солей, присутствующих в виде кристаллов.
Параметры работы электродегидратора следующие: температура 160 ℃,
давление 1 МПа.
В блоке атмосферной перегонки нефти ректификация осуществляется по
схеме с двумя ректификационными колоннами с двукратным испарением и
двукратной ректификацией. Первая колонна является отбензинивающей, вторая
– основной. Температура и давление на входе в основную колонну равны
соответственно 352 ℃ и 0,2 МПа.
В блоке стабилизации выделение из бензиновой фракции растворенных
углеводородных газов и сероводорода будет осуществляться в одной
ректификационной колонне.
Вакуумный блок будет реализован по схеме перегонки мазута в одной
ректификационной вакуумной колонне с однократным испарением и
однократной ректификацией.
Таблица 1.12
Материальный баланс установки ЭЛОУ-АВТ
%мас.
на нефть
т/сут
Нефть сырая
100,9
100,9
12108
35612
1483824
Итого
100,9
100,9
12108
35612
1483824
Статьи баланса
кг/ч
%мас.
на сырье
установки
тыс. т/год
Расход
Взято:
26
Продолжение таблицы 1.12
кг/ч
4
4,0
480
1412
58824
2.Фракция НК-70 ℃
4,8
4,8
576
1694
70588
3.Фракция 70-120 ℃
10,5
10,4
1248
3671
152941
4.Фракция 120-180 ℃
13,0
12,9
1548
4553
189706
5.Фракция 180-230 ℃
11,6
11,4
1368
4024
167647
6.Фракция 230-280 ℃
10,5
10,1
1212
3565
148529
7.Фракция 280-350 ℃
13,9
13,1
1572
4624
192647
8.Фракция 350-500 ℃
21,2
18,2
2184
6424
267647
9. Гудрон
10,5
14,2
1704
5012
208824
10. Вода
0,3
0,3
36
106
4412
11. Потери
1,5
1,5
180
529
22059
100,9
100,9
12108
35612
1483824
Статьи баланса
тыс. т/год
%мас.
на нефть
т/сут
Расход
%мас.
на сырье
установки
Получено:
1. Газ
Итого
1.5.2 Характеристика установок вторичных процессов переработки нефти
и процессов переработки нефтезаводских газов
Процесс изомеризации легкой бензиновой фракции планируется по
технологии Изомалк-2. Реакции протекают в присутствии водорода в
неподвижном слое катализатора, которым является сульфатированный оксид
циркония с нанесенной платиной. Процесс осуществляется при температуре
130 ℃, давлении 2,5 МПа, объемной скорости подачи сырья 2 ч -1 и кратности
циркуляции ВСГ 350 нм3/м3. Октановое число изомеризата составляет 90-92
пункта.
Интегрированный комплекс UOP для производства ароматических
углеводородов рассчитан на максимальный выход бензола и п-ксилола и
включает следующие процессы UOP:
1)
CCR Platforming для производства ароматических углеводородов из
бензиновых фракций с высокой эффективностью;
27
2)
Sulfolane, Carom – экстракционная дистилляция для получения
бензола и толуола;
3)
Parex
для
получения
п-ксилола
путем
непрерывного
адсорбционного разделения;
4)
Isomar для изомеризации ксилолов и преобразования этилбензола;
5)
Tatoray для преобразования толуола и тяжелых ароматических
углеводородов в ксилолы и бензол.
Установка риформинга будет работать при следующих параметрах:
температура на входе в реактор Р-1 500 ℃, давление на входе в реактор Р-1 0,48
МПа, кратность циркуляции ВСГ 355 нм3/м3, объемная скорость подачи сырья
1,36 ч-1. В процессе применяется полиметаллический катализатор серии R-264,
который перемещается между 4 реакторами, расположенными соосно, под
действием силы тяжести по специальным транспортным трубкам.
Для процессов гидроочистки дизельной и керосиновой фракций выбрана
технология HDS/HAD компании TopsƟe. Она представляет собой
двухступенчатый процесс для получения дизельного и реактивного топлив с
ультранизким содержанием серы и малым содержанием ароматических
углеводородов. На первой ступени процесса осуществляется глубокая очистка
от серы и азота с применением катализатора ТК-573, не содержащего
благородного металла. Жидкий продукт с этой ступени поступает в секцию
промежуточной отгонки, в которой острым водяным паром или ВСГ отделяют
сероводород и аммиак. Дистиллят после отпарки поступает на вторую ступень,
где производится гидрирование ароматических углеводородов на катализаторе,
содержащем благородный металл. Параметры процесса: давление до 6 МПа,
температура 320-400 ℃ (Р-1), 260-330 ℃ (Р-2). Содержание серы снижается до
1 ppm, ароматических углеводородов менее 10 %мас., цетановый индекс
дизельного топлива 57 пунктов.
Процесс производства водорода из сухого газа планируется по технологии
парового риформинга компании Foster Wheeler. Реакция протекает при
температуре 870 ℃ и давлении 3,1 МПа на никелевом катализаторе, набитом в
реакционные трубы печи риформинга. Получившийся водород будет
очищаться с помощью короткоцикловой адсорбции при переменном давлении
(PSA). PSA – циклический процесс улавливания примесей в слое твердого
адсорбента. Такой способ очистки позволяет получать водород с
концентрацией 99,9 %.
Установка каталитического крекинга будет реализована по технологии
FCC. Параметры для реактора следующие: температура 515 ℃, давление 0,14
МПа, кратность циркуляции катализатора 5,5 т/т, время пребывания
катализатора 2 с. Для регенератора: температура 700 ℃, давление 0,2 МПа.
Выход бензина составит порядка 60 %, углеводородов С 3-С4 – 24 %. В процессе
применяется высокоактивный цеолитный катализатор, обеспечивающий
октановое число получившегося бензина на уровне 92 пунктов.
Установка замедленного коксования принята по технологии Conoco Philips
и состоит из трех секций: коксования, фракционирования и продувки.
Установка будет иметь следующие параметры эксплуатации: температура 452
28
℃, давление 1 МПа, коэффициент рециркуляции 1,2. Выход кокса при этом
составит 20,5 %мас. Процесс будет сопряжен с установкой прокаливания
сырого кокса для получения товарного продукта, соответствующего по
качеству анодному коксу.
Для процесса дегидрирования пропана выбрана технология «Катофин»,
представляет собой получение пропилена в одну ступень в группе реакторов,
работающих параллельно. Процесс осуществляется при пониженном давлении
в стационарном слое алюмохромового катализатора с частым переключением
реактора по стадиям реакция-регенерация. При этом тепло, аккумулированное
катализатором на стадии регенерации, используется затем на стадии
дегидрирования. Параметры процесса следующие: давление 0,03 МПа,
температура 560 ℃, рабочий цикл 15 мин. Конверсия за проход составляет 55
%, селективность – 90 %.
Олигомеризация пропиленовой фракции планируется по технологии,
предлагаемой фирмами UOP и Hüls AG. Процесс проводят при 150-250 ℃, 2-8
МПа и относительно высоких объемных скоростях, чтобы ограничить
коксообразование. Степень превращения пропилена составляет не менее 95%.
Полученная бензиновая фракция имеет октановое число 96-97 пунктов.
Катализатором процесса является твердая фосфорная кислота - фосфорная
кислота, нанесенная на твердый носитель (кизельгур, диоксид кремния,
силикагель).
Процесс изомеризации н-бутана будет реализован по технологии фирмы
«ОЛКАТ»
с
использованием
катализатора
ИПК-2С
на
основе
сульфатированных оксидов циркония и алюминия.. Параметры процесса
следующие: температура 180 ℃, давление 1,5 МПа, объемная скорость подачи
сырья 3 ч-1, мольное отношение водород : сырье равное 0,6 : 1. Конверсия «за
проход» при этом составляет 52 %, селективность - 95 %.
Процесс дегидрирования изобутана будет реализован по той же
технологии, что и дегидрирование пропана («Катофин»), но при более мягких
условиях: температура 540 ℃, давление 0,07 МПа, рабочий цикл 10 мин.
Конверсия за проход составит 60 %, селективность – 90 %.
Для процесса получения метилтребутилового эфира выбрана технология
НИИ «Ярсинтез», которая включает использование каталитической
дистилляции. В процессе применяются ионитные формованные катализаторы
КИФ-Т. Синтез эфира протекает при температуре 65 ℃ и давлении 0,9 МПа.
Технология включает узел синтеза и выделения метилтретбутилового эфира, а
также узел очистки отработанной бутан-бутиленовой фракции и рекуперации
метанола. Конверсия изобутилена превышает 99 %, концентрация целевого
эфира в товарном продукте может составлять более 99 %.
Процесс алкилирования изобутана олефинами планируется по технологии
Ionikylation. Он проводится в реакторе – статическом смесителе гомогенным
катализаторным комплексом на базе ионной жидкости и хлоридов алюминия и
меди. Реакция протекает при температуре 15 ℃ и давлении 0,4 МПа, время
нахождения смеси в реакторе около 10 мин, соотношение катализатор : сырье
равно 1,2 : 1, соотношение изобутан : олефины составляет 500 : 1. Продукты
29
реакции разделяются в гравитационном осадителе, где более тяжелая ионная
жидкость с катализатором легко отделяется от алкилата и поступает в рецикл.
Конверсия составляет 99 %, причем 30 % алкилата приходятся на изооктан;
октановое число алкилата на уровне 100 пунктов.
Производство элементной серы будет реализовано с использованием
прямоточного процесса Клауса (пламенный способ) по технологии Clipsulf,
разработанной фирмой «Linde». По этому способу весь кислый газ подается на
сжигание в печь-реактор термической ступени установки Клауса, выполненную
в одном корпусе с котлом-утилизатором. В топке печи-реактора температура
достигает 1300 ℃, и выход серы – 75 %. Дальнейшее превращение
сероводорода в серу осуществляется в две-три ступени на катализаторах при
относительно низкой температуре в 120 ℃, что становится возможным
благодаря использованию парогенераторов. После каждой ступени пары
образовавшейся серы конденсируются в поверхностных конденсаторах. Выход
серы в процессе достигает 99,9 %.
30
2. ПРОЕКТ УСТАНОВКИ ГИДРОКРЕКИНГА ВАКУУМНОГО ГАЗОЙЛЯ
2.1 Обзор научно-технической литературы на тему: пути интенсификации
процесса гидрокрекинга вакуумного газойля
В условиях гидрокрекинга при относительно невысоких температурах и
значительном разбавлении реакционной смеси одним из реагентов – водородом
– глубина гидрокрекинга парафинов и нафтенов, гидродеалкилирования
ароматических углеводородов и гидрогенолиза гетероорганических соединений
определяется преимущественно кинетическими, а не термодинамическими
закономерностями.
При формальном описании кинетики процессов гидрокрекинга обычно
используются кинетические уравнения вида:
𝐸
𝑟 𝑟
𝑟 𝑟
𝑤 = 𝑘0 exp (− ) 𝑝𝑦1 𝑝H22 = 𝑘𝑝𝑦1 𝑝H22 ,
𝑅𝑇
Где 𝑤 – скорость реакции; 𝑘 – константа скорости; 𝑘0 и 𝐸 –
предэкспоненциальный множитель и энергия активации; 𝑝𝑦 и 𝑝Н2 - парциальные
давления исходного вещества и водорода; 𝑟1 и 𝑟2 – наблюдаемые порядки
реакции по исходному веществу и водороду [4].
Расщепление и изомеризация алканов являются реакциями первого
порядка, гидрирование и деструктивное гидрирование – второго порядка.
Однако при большом избытке водорода последние реакции, сопровождающиеся торможением продуктами процесса, также описываются уравнениями первого порядка. Кажущаяся энергия активации гидрокрекинга
вакуумного газойля составляет 140 – 250 кДж/моль при 380 – 420 ℃ [6].
Некоторое представление о соотношении скоростей различных реакций
гидрокрекинга дает схема, изображенная на рис. 2.1 (цифры на стрелках –
значения относительной константы скорости).
Соотношение скоростей некоторых реакций процесса гидрокрекинга [6]
Рис. 2.1
Из схемы следует, что гидрирование до углеводородов, содержащих одно
ароматическое кольцо, и разрыв нафтеновых колец в полициклических
31
структурах происходят быстро, а гидрирование одного ароматического кольца
в структуре молекулы и гидрогенолиз кольца моноциклических нафтенов
протекают медленно.
Схема отражает состав конечных продуктов гидрокрекинга: преобладание
среди ароматических углеводородов алкилбензолов, среди нафтеновых –
моноциклических (в значительной степени циклопентановых).
Если рассматривать процесс гидрокрекинга с точки зрения
термодинамики, то величина теплового эффекта определяется соотношением
реакций гидрирования и расщепления. Как правило, отрицательный тепловой
эффект реакций расщепления компенсируется положительным тепловым
эффектом реакций гидрирования (см. таблицу 2.1). Гидрогенолиз
гетероатомных соединений также является экзотермическим процессом (см.
рис. 2.2). Естественно, экзотермический тепловой эффект тем больше, чем
выше глубина гидрокрекинга [1].
Тепловой эффект реакции гидрирования некоторых органических
соединений серы [6]
Рис. 2.2
Таблица 2.1
Средние значения термодинамических характеристик реакций, протекающих в
процессе гидрокрекинга (Т=350℃)
Реакция
Гидрокрекинг алканов
С12–С27
Гидрокрекинг изоалканов
С12–С27
Гидрирование алкенов в
алканы
Гидрокрекинг
циклоалканов с
образованием алканов С5–
С11
Гидрирование
диароматических
углеводородов в
моноароматические
Образование коксогенных
структур (КГС)
ΔH, кДж/моль
ΔS, кДж/моль·К
ΔG, кДж/моль
–63,17
30,88
–83,18
–61,68
25,38
–78,22
–143,36
–52,22
–61,71
–77,07
–11,77
–48,31
25,98
–65,14
87,89
525,93
–252,92
–145,11
32
Исходя из условия обратимости реакций (–70≤ΔG≤+70 кДж/моль [8])
реакции гидрирования алкенов в алканы, гидрокрекинга циклоалканов с
образованием алканов С5–С11, гидрирования диароматических углеводородов в
моноароматические идут как в прямом, так и в обратном направлениях. Тогда
как реакции гидрокрекинга алканов С12–С27, гидрокрекинга изоалканов С12–С27,
образования КГС являются необратимыми.
Значение изменения энергии Гиббса в ходе реакций гидрокрекинга
циклоалканов с образованием алканов С 5–С11 позволяет сделать вывод, что
данные реакции являются равновесными [7].
Таким образом, зная данные кинетические и термодинамические
закономерности, можно создать необходимые оптимальные условия
проведения процесса.
Одним из наиболее перспективных направлений интенсификации процесса
гидрокрекинга является разработка принципиально новых катализаторов. Такой
подход напрямую связан с кинетикой процесса, поскольку каталитически
активные композиции снижают энергию активации реакций. Например,
компанией Shell International Research Maatschappij B. V. Разработан
«массивный катализатор» гидрокрекинга, представляющий собой катализатор
без носителя, содержащий металлы VIII группы (особенно Ni и/или Со) и
группы VIb (особенно Мо и/ или W), цеолит, и, необязательно, инертный
тугоплавкий оксид. Термин «без носителя» подразумевает, что композиция
представляет собой предварительно сформованный каталитический носитель,
на который затем наносят металлы путем пропитки или осаждения, в отличие
от традиционного катализатора, в котором металлы вместе с материалами
носителя измельчаются и объединяются вместе под действием физических сил.
Кристаллическая структура цеолитного компонента при этом остается
неповрежденной, а металлы, главным образом, металл группы VIb, и особенно
металлический молибден, внедряются внутрь пор цеолита [9].
Разработанная каталитическая композиция обладает очень высокой
активностью при гидрировании моноароматических соединений, а также
существенно лучшей селективностью по керосиновым и дизельным фракциям.
Даже при достижении существенно более высокой степени гидрирования
ароматических соединений количество потребляемого водорода остается ниже,
чем для катализаторов традиционного приготовления.
Компанией Королевства Саудовская Аравия Saudi Arabian Oil Co
совместно с американской Aramco Servises разработан «массивный
катализатор» NiMo-MCM-41 для переработки углеводородной смеси
вакуумного газойля/деметаллизированной нефти. Созданный катализатор
состоит из каталитического материала-носителя, включающего мезопористый
материал, каталитический металл в форме сульфида, состоящий из молибдена,
которым пропитан носитель, и металл-промотор на носителе, включающем в
себя никель, служащий для повышения каталитической конверсии. Также
разработана двухступенчатая технологическая схема гидрокрекинга смеси
вакуумного газойля/деметаллизированной нефти в присутствии описанного
выше катализатора с предварительной гидроочисткой сырья.
33
Basf Catalysts LLC разработал катализатор гидрокрекинга на основе
Y-цеолита, предназначенный для переработки широкого перечня сырья – сырой
нефти, отбензиненной нефти, отгонов вакуумной перегонки, газойля
коксования,
рециклового
газойля,
гудронов,
вакуумного
газойля,
деасфальтированных остатков и других остаточных продуктов с пределами
выкипания от 340 до 565 ℃. Характерной для данного процесса особенностью
является протекание его при высоком давлении – от 104 до 345 атм, хотя
катализатор можно использовать и при более высоких давлениях,
ограниченных возможностями оборудования. Температура процесса равна 360–
440 ℃. Разработанный катализатор желательно применять в комплексе с
предварительной гидроочисткой в двухстадийном процессе либо в
одностадийном многослойном реакторе.
Тяжелые компоненты сырья блокируют активные центры и способствуют
быстрой дезактивации катализатора, поэтому в последнее время активно
развивается новый подход к переработке тяжелого углеводородного сырья –
наногетерогенный катализ. Где используются нано- и мезоразмерные
каталитические системы, не стабилизированные носителем или подложкой.
Предложено много вариантов гидрокрекинга с использованием таких
катализаторов на основе смешанных оксидов и в присутствии металлов VIII
группы, которые позволяют увеличить выход бензиновых и дизельных
фракций. Как пример, научно-исследовательская группа из Китая провела
гидрокрекинг,
используя
в
качестве
коллоидного
катализатора
нанопластинчатый WS2. Процесс гидрокрекинг вакуумного остатка проводили
в реакторе периодического действия при 400 ℃ и начальном давлении H2 70
bar. Сравнивали одно- и многослойные нано-пластинчатые WS2 катализаторы с
обычными насыпными коммерческими катализаторами. Однослойный WS 2, с
удельной площадью поверхности 97,6 м 2/г, показал наилучший результат.
Выход средних дистиллятов и суммарный выход жидких продуктов составили
45,4 %мас. и 75,3 %мас. соответственно [13].
2.2 Характеристика сырья, получаемых продуктов, катализатора, реагентов
Сырьём установки гидрокрекинга вакуумного газойля является смесь,
получаемая из вакуумного газойля Михайловской нефти пашийского горизонта
(ДII) с пределами выкипания 350°С-530°С и тяжелого газойля коксования,
получаемого на установке замедленного коксования. Ниже представлены
характеристики сырья и получаемых на установке гидрокрекинга вакуумного
газойля продуктов – углеводородного газа, лёгкого и тяжёлого бензинов,
дизельного топлива, реактивного топлива и гидроочищенного вакуумного
газойля, часть из которого является сырьем процесса каталитического крекинга
(другая часть сырьём второй ступени установки гидрокрекинга), а также
характеристики свежего и циркулирующего водородсодержащих газов.
Характеристика сырья приведена в таблице 2.2.
34
Таблица 2.2
Характеристика остатков
Выход
Температура, °С
Содержа- Коксуемость,
3
(на
кг/м
Остаток
ВУ50 ВУ80 ВУ100
ние серы,
застыва- вспышки
нефть),
%
%мас.
ния
%мас.
𝜌420 ,
Выше
300°С
41,6
895,0
-
4,10 2,32
28
192
0,87
6,21
Выше
350°С
32,0
951,0
-
6,45 3,75
35
243
0,95
7,41
Выше
400°С
24,0
953,0
-
9,00 6,20
46
284
0,99
9,40
застывания
Характеристики продуктов процесса представлены в таблице 2.3.
Таблица 2.3
Характеристика продуктов процесса
Плотность при
20°С, кг/м3
Молярная
масса, кг/кмоль
Фракционный состав
(разгонка по ГОСТ), °С
668
740
790
830
Гидроочищенный
вакуумный
газойль
880
78,4
115,
3
155,
4
215,6
342,6
НК
𝑡10%
𝑡50%
𝑡90%
КК
Содержание серы,
%мас. (ppm)
30
38
54
74
85
0,0005
(5)
95
110
129
161
180
0,0005
(5)
175
187
193
214
227
0,001
(10)
218
230
276
335
354
0,001
(10)
340
356
408
470
500
0,002 (20)
Показатель качества
Лёгкий
бензин
Тяжёлый Реактивное Дизельное
бензин
топливо
топливо
Характеристики УВГ, ЦВСГ, СВСГ приведены в таблице 2.4.
Таблица 2.4
Состав УВГ, ЦВСГ и СВСГ
Компонент
Водород
Метан
Этан
Пропан
Изобутан
Н-бутан
Итого
УВГ
1,6
21,0
11,1
22,6
28,2
15,5
100,0
Содержание, % об.
СВСГ
99,52
0,21
0,1
0,07
0,05
0,05
100,00
ЦВСГ
92,0
3,6
1,5
1,8
0,6
0,5
100,0
35
Изучению влияния на свойства катализаторов гидрокрекинга таких
факторов, как природа активного металла и способы получения носителей и
нанесения на них активного компонента посвящено множество научных работ.
Так, например, в институте катализа им. Г.К. Борескова (г. Новосибирск)
проводились исследования, в которых описываются результаты гидрокрекинга
с использованием NiW катализаторов, а также результаты различного
комбинирования NiMo и NiW катализаторов в составе трехслойных пакетов.
Наиболее оптимальным же вариантом трехслойного пакета является
последовательность Mo-W-Mo с температурой процесса 380℃, так как в этом
случае не только наблюдается наивысшая селективность, но и выход остатка –
гидроочищенного сырья каталитического крекинга – имеет достаточно высокий
порядок [12].
На проектируемой установке гидрокрекинга будут применяться несколько
катализаторов, характеристики которых приведены в таблице 2.5.
Таблица 2.5
Содержание активных металлов в катализаторах и текстурные характеристики
носителей и катализаторов
Катализатор
NiMo/Al2O3
Содержание Ni, %мас.
3,5
NiMo/AACAl2O3
2,5
NiW/AACAl2O3
2,5
NiMo/YAl2O3
2,5
NiW/YAl2O3
2,5
Содержание Mo, %мас.
12,0
7,5
-
7,5
-
Содержание W, %мас.
-
-
14,4
-
14,4
Носитель
230
244
244
353
353
Катализатор
155
154
147
290
308
Носитель
0,76
0,55
0,55
0,56
0,56
Катализатор
0,49
0,41
0,38
0,42
0,42
Носитель
132
90
90
47,8
47,8
Катализатор
127
107
102
43,1
40,6
Sуд, м2/г
Vпор, см3/г
Dпор
(средн.), Å
2.3 Выбор и обоснование технологического оформления процесса, условий
его проведения
По
способу технологического
оформления
процессы
бывают
одноступенчатыми, осуществляемыми в одну или две стадии, и
двухступенчатыми.
Одноступенчатый процесс под давлением 5-10 МПа применяется для
легкого гидрокрекинга вакуумного газойля с целью подготовки сырья
каталитического крекинга. При этом одновременно с малосернистым сырьем
каталитического крекинга получают значительное количество дизельного
топлива. В одностадийном процессе гидрокрекинга в одном реакторе
проводятся и гидроочистка сырья, и его гидрокрекинг. При этом применяются
36
оксидные или сульфидные катализаторы, малочувствительные к воздействию
каталитических ядов.
Двухстадийная схема применяется для получения более широкого
ассортимента продуктов (см. таблицу 2.6). В схемах двухстадийного процесса
применяются два последовательно работающих реактора. В первом реакторе на
гидрирующем катализаторе протекают реакции гидрогенолиза сера- и
азотсодержащих соединений, а также гидрирования ароматических
углеводородов. Во втором реакторе на бифункциональном катализаторе
осуществляется гидрокрекинг предварительно подготовленного сырья.
Таблица 2.6
Показатели процесса легкого гидрокрекинга
Показатель
Давление, МПа
Температура, ℃:
-I стадия
-II стадия
Поступило, %мас.
-сырье
-водород
Всего
Получено, %мас.:
-сероводород + аммиак
-углеводородный газ
-бензин
-летнее дизельное топливо
-сырье для каталитического крекинга
-потери
Всего
Процесс гидрокрекинга
Одностадийный
Двухстадийный
5
5
420-450
-
350-380
380-420
100
0,9
100,9
100
1,1
101,1
1,6
2,5
1,8
34,2
59,8
1,0
100,9
1,6
2,4
1,5
43,4
51,2
1,0
101,1
Двухступенчатый процесс является универсальным: с его помощью можно
перерабатывать различные виды нефтяных дистиллятов с высоким выходом
целевых продуктов. Как правило, такой процесс используется для производства
бензина. При двухступенчатом гидрокрекинге на первой стадии происходит
глубокая гидроочистка сырья. Гидрогенизат первой ступени после
стабилизации и отделения легкокипящих фракций поступает в реактор второй
ступени, где протекают реакции гидрокрекинга.
Технологические схемы двухступенчатого гидрокрекинга, предлагаемые
различными лицензиарами, не имеют существенных различий. Наиболее
типичными схемами двухступенчатого гидрокрекинга являются юникрекинг
(UOP), ФИН-Басф и изокрекинг (Shevron). Отличаются эти процессы типом
применяемого катализатора, конструкцией реактора, условиями сепарации
ГПС, обвязкой основной аппаратуры и т. п. [3].
Фирма «UOP» разработала три варианта двухступенчатого гидрокрекинга.
Поточные схемы фирмы «UOP» представлены на рис. 2.3, 2.4, 2.5. В каждой
технологической схеме гидроочистка и гидрокрекинг разделены и
37
представляют собой отдельные реакционные зоны, так что не все сырье,
которое проходит гидроочистку, направляется на гидрокрекинг. Эта
особенность технологической схемы очень важна, и она возможна только в том
случае, когда на установке предусматривается два реактора.
Первая технологическая схема является модификацией схемы
двухступенчатого гидрокрекинга с полной конверсией, общими сепарацией и
фракционированием продуктов реакции (рис. 2.3).
Двухступенчатый процесс гидрокрекинга (Юникрекинг) с частичной
конверсией сырья [15]
Рис. 2.3
Во второй схеме предусматривается использование двух параллельных
однопроходных реакторов также с общими сепарацией и фракционированием
продуктов реакции (рис. 2.4).
В третьей технологической схеме используется двухступенчатый
гидрокрекинг разработки «UOP» с измененным движением потоков (рис. 2.5).
Каждая из указанных схем имеет определенные преимущества по сравнению с
традиционной схемой установки гидрокрекинга с частичной конверсией сырья
[15].
38
Однопроходный процесс гидрокрекинга (Юникрекинг) с параллельными
реакторами [15]
Рис. 2.4
Двухступенчатый процесс гидрокрекинга (Юникрекинг) с измененным
движением потоков [15]
Рис. 2.5
Самым перспективным является вариант юникрекинга с частичной
конверсией, общими сепарацией и фракционированием продуктов реакции,
поскольку он может обеспечивать наибольшие степени очистки и превращения
исходного сырья.
Существенно снизить загрязнение аппаратуры позволяет горячая
сепарация ГПС, выходящей из реактора гидрокрекинга. В этом случае тяжелые
39
ПАУ остаются растворенными в жидкой фазе горячего сепаратора, которая
поступает на ректификацию. Конденсированные ароматические углеводороды
могут быть выведены из ректификационной колонны в качестве нижнего
погона или удалены из рециркулирующего потока дополнительной
ректификацией или адсорбцией. В результате снижения ПАУ в рециркуляте
уменьшается закоксовывание катализатора и загрязнение оборудования.
Поэтому такой вариант сепарации будет использован в данном проекте [3].
Давление и кратность циркуляции ВСГ оказывают существенное влияние
на гидрокрекинг, так как эти параметры определяют парциальное давление
водорода в процессе. Повышение парциального давления водорода за счет
увеличения общего давления (до 15-20 МПа) и кратности циркуляции ВСГ (до
1000-2000 нм3/м3) способствует более интенсивному протеканию реакций
гидрирования олефинов, ароматических углеводородов и гетероатомных
органических соединений. При этом интенсифицируются реакции
гидрокрекинга и подавляются реакции коксообразования.
Температура и объемная скорость подачи сырья являются параметрами,
определяющими глубину гидрокрекинга. Повышение температуры в большей
степени ускоряет реакции распада, идущие с наибольшей энергией активации.
В результате в продуктах гидрокрекинга увеличивается содержание
легкокипящих фракций. Предпочтительнее проводить процесс при низких
температурах (400-450 ℃), так как при этом повышается селективность
процесса и увеличивается продолжительность цикла реакции [1].
Объемная скорость в процессах гидрокрекинга изменяется в пределах 0,3-1
-1
ч . С ростом объемной скорости при прочих равных условиях снижается
глубина гидрокрекинга исходного сырья, уменьшается степень гидрирования
ароматических углеводородов и смол.
В результате соотнесения вышеизложенной информации с условиями
проведения испытаний предлагаемых к использованию катализаторов
принимаются следующие параметры процесса. В реакторе гидрокрекинга при
кратности циркуляции ВСГ, равной 1200 нм3/м3 сырья, приняты давление 15
МПа, температура, равная 420 °С, и объемная скорость подачи сырья, равная 0,7
ч-1. В реакторе гидроочистки приняты следующие параметры: температура 395
°С, объемная скорость подачи сырья 1,5 ч-1, кратность циркуляции ВСГ 800
нм3/м3 сырья, давление 15 МПа.
В реакторе гидрокрекинга будет применяться трехслойный пакет
катализаторов NiMo/Al2O3, NiW/AAC-Al2O3, NiMo/Y-Al2O3 (разработан в
институте катализа им. Г.К. Борескова, г. Новосибирск) [12]. При сравнении
результатов применения различных катализаторов видно, что послойная
загрузка комбинации NiMo и NiW катализаторов при варианте трехслойного
пакета с последовательностью Mo-W-Mo является наиболее оптимальной, так
как в этом случае не только наблюдается наивысшая селективность по
дизельной фракции, но и выход остатка – гидроочищенного сырья
каталитического крекинга – имеет достаточно высокий порядок (см. таблицу
2.6).
На установке гидрокрекинга предусмотрен блок моноэтаноламиновой
40
очистки ВСГ и кислых УВГ, состоящий из двух колонн-абсорберов, в которых
происходит очистка ВСГ и УВГ соответственно путем поглощения сероводорода
моноэтаноламином и одной колонны-десорбера, в которой происходит
регенерация раствора МЭА и выделение сероводорода.
Колонна фракционирования предназначена для разделения продуктовой
смеси на индивидуальные продукты: УВГ, лёгкий и тяжёлый бензины, дизельное
топливо, и гидроочищенный вакуумный газойль, являющийся сырьем для
процесса каталитического крекинга.
Таблица 2.6
Выход продуктов гидрокрекинга ВГО в присутствии различных пакетов Ni-Mo и NiW катализаторов, %мас. [12]
Пакет
катализаторов
Mo-Mo-Mo
Mo-W-Mo
Mo-W-W
Tp,℃
380
385
390
380
385
390
380
385
390
Селективность
(диз. фр.), %мас.
75,6
69,4
62,1
80,6
77,2
69,7
71,5
64,5
58,8
Газ
1,7
2,5
3,2
1,9
2,1
3,1
2,1
2,8
3,5
Бензиновая
фракция
14,2
19,5
19,8
10,4
13,5
19,6
15,0
23,4
29,9
Дизельная
фракция
49,2
50,0
49,8
50,8
52,7
52,3
42,9
47,5
47,6
Остаток
34,8
28,0
19,8
37,0
31,7
25,0
40,0
26,3
19,0
2.4 Технологическая схема установки с элементами КИП и А и ее
описание, краткая характеристика основного оборудования
Принципиальная
схема
установки
двухступенчатого
глубокого
гидрокрекинга вакуумного газойля представлена на рис. 2.6. Спецификация на
технологическую схему приведена в приложении 12 (см. рис. Пр12.1).
Сырьём установки является смесь вакуумного газойля и тяжёлого газойля
установки замедленного коксования. Исходное сырьё прокачивается насосом
Н-1, смешивается с циркулирующим и свежим водородсодержащим газом и
поступает в теплообменник Т-1, где нагревается за счет тепла газопродуктовой
смеси, выходящей из реактора Р-1. Далее газосырьевая смесь нагревается в печи
П-1, и с температурой 395 °С поступает в реактор Р-1, где протекают реакции
гидроочистки и лёгкого гидрокрекинга.
Катализатор в реакторе Р-1 загружен в три слоя, между которыми вводится
холодный водородсодержащий газ для съёма избыточного тепла реакции.
Верхний слой (NiMo/Al2O3) является защитным и способствует протеканию
реакций гидрообессеривания и деметаллизации.
Газопродуктовая смесь из реактора Р-1 охлаждается в теплообменнике Т-1
до 280˚С, смешивается с охлажденной газопродуктовой смесью реактора Р-2,
после чего объединенная газопродуктовая смесь поступает в горячий сепаратор
высокого давления С-1, в котором при данной температуре и давлении 10 МПа
41
газопаровая фаза, содержащая водород, отделяется, конденсируется и
охлаждается в теплообменнике Т-3, конденсаторе-холодильнике воздушного
охлаждения АВО-1, водяном холодильнике ВХ-1 и с температурой 50 ˚С
поступает в холодный сепаратор высокого давления С-2 (9,8 МПа). В этом
сепараторе происходит дополнительное отделение водородсодержащего газа от
жидкой фазы. Газовая фаза из сепаратора С-2, содержащая водород, поступает
в абсорбер К-2, и после очистки от сероводорода поступает на приём
циркуляционного компрессора ЦК-1. Для поддержания высокой концентрации
водорода в циркулирующем водородсодержащем газе часть его отдувают в
общезаводскую сеть, заменяя его на свежий. Жидкая фаза из сепаратора С-2
поступает в холодный сепаратор низкого давления С-4. Жидкая фаза из
сепаратора С-1 с температурой 280 ˚С поступает в горячий сепаратор низкого
давления С-3, из которого газовая фаза после охлаждения теплообменнике Т-4,
в аппарате воздушного охлаждения АВО-2 и в водяном холодильнике ВХ-2 до
50˚С смешивается с газовой фазой из сепаратора С-4, после чего объединенный
поток направляется в абсорбер К-1 на очистку от сероводорода.
Жидкая фаза из сепаратора С-4 нагревается последовательно в
теплообменниках Т-4 и Т-3 и смешивается с жидкой фазой из сепаратора С-3,
после чего объединенный поток нагревается в теплообменнике Т-6 за счет
тепла дизельной фракции, отходящей из колонны фракционирования К-4; затем
нестабильный гидрогенизат поступает в колонну стабилизации К-5.
С верха колонны К-5 отводятся газы реакции вместе с парами легкой
бензиновой фракции, которые, охлаждаясь в АВО-5 и ВХ-5, поступают в
емкость Е-4. С низа емкости насосом Н-13 забирается сконденсированная
легкая бензиновая фракция, которая в качестве рефлюкса возвращается в К-5. С
верха емкости отводятся газы реакции, поступающие затем в К-1. С куба
колонны К-5 насосом Н-12 забирается стабильный гидрогенизат, который,
нагреваясь в змеевиках печи П-3, поступает в колонну фракционирования К-4 в
зону питания (4 тарелка).
С верха колонны К-4 отводится фракция 28-70 ℃. Конденсация ее паров
осуществляется в аппарате воздушного охлаждения АВО-4 и водяном
холодильнике ВХ-4, затем фракция насосом Н-11 подается на орошение
колонны К-4 на тарелку 48, а балансовое ее количество выводится с установки.
С 34 тарелки колонны К-4 отводится фракция 70-180 ℃ и поступает на
верхнюю тарелку стриппинг-колонны К-4/1. Фракция забирается насосом
Н-10, охлаждается в АВО-12 и выводится с установки.
С 22 тарелки колонны К-4 отводится фракция 180-240 ℃ и поступает на
верхнюю тарелку стриппинг-колонны К-4/2. Затем фракция забирается насосом
Н-9, охлаждается в АВО-10 и выводится с установки.
С 12 тарелки колонны К-4 отводится фракция 240-360 ℃ и поступает на
верхнюю тарелку стриппинг-колонны К-4/3. Фракция забирается насосом Н-8,
охлаждается в АВО-9 и выводится с установки.
Избыточное тепло из колонны К-4 отводят циркуляционными
орошениями:
- первое циркуляционное орошение забирается из кармана 10 тарелки
42
колонны К-4, насосом Н-6 прокачивается через АВО-8 и возвращается в колонну
на 11 тарелку;
-второе циркуляционное орошение забирается из кармана 20 тарелки
колонны К-4, насосом Н-5 прокачивается через АВО-7 и возвращается в колонну
на 21 тарелку;
-третье циркуляционное орошение забирается из кармана 32 тарелки
колонны К-4, насосом Н-4 прокачивается через АВО-6 и возвращается в колонну
на 33 тарелку.
С низа колонны насосом Н-7 отбирается гидроочищенный вакуумный
газойль, часть которого выводится с установки, после прохождения АВО-11.
Вторая часть отправляется на вторую ступень установки гидрокрекинга.
Сырьё второй ступени прокачивается насосом Н-7, смешивается с
циркулирующим и свежим водородсодержащим газом и поступает в
теплообменник Т-2, где нагревается за счет тепла газопродуктовой смеси,
выходящей из реактора Р-2. Далее газосырьевая смесь нагревается в печи П-2, и
с температурой 420 °С поступает в реактор Р-2, где протекают реакции
глубокого гидрокрекинга.
Катализатор в реакторе Р-2 загружен в четыре слоя, между которыми
вводится холодный водородсодержащий газ для съёма избыточного тепла
реакции. Над слоями катализаторов глубокого гидрокрекинга размещают
защитный слой катализаторов.
Газопродуктовая смесь из реактора Р-2 охлаждается в теплообменнике Т-2
до 280 ˚С, смешивается с охлажденной газопродуктовой смесью реактора Р-1.
В абсорберах К-1 и К-2 происходит очистка газов от сероводорода
раствором моноэтаноламина. Он готовится в емкости Е-2 путем смешения
свежего МЭА с химически очищенной водой. Раствор с низа колонн К-1 и К-2
направляется в колонну регенерации МЭА К-3, с верха которой уходит
сероводород. С низа колонны регенерированный раствор МЭА поступает в
емкость Е-2.
43
Принципиальная схема установки двухступенчатого глубокого гидрокрекинга вакуумного газойля
Рис. 2.6
44
2.5 Технологический расчет
2.5.1 Исходные данные для расчета
В основу технологического расчёта установки гидрокрекинга легли
следующие исходные данные:
- Годовая производительность установки = 3000000 т/год
- Продолжительность сырьевого цикла = 340 суток
- Плотность сырья = 899 кг/м3
Параметры реактора 1:
- Давление ГСС на входе в реактор = 15 МПа
- Температура ГСС на входе в реактор = 395°С
- Объёмная скорость подачи сырья = 1,5 ч-1
- Кратность циркуляции водородсодержащего газа = 800 нм3/м3 сырья
Параметры реактора 2:
- Давление ГСС на входе в реактор = 15 МПа
- Температура ГСС на входе в реактор = 420°С
- Объёмная скорость подачи сырья = 0,7 ч-1
- Кратность циркуляции водородсодержащего газа = 1200 нм 3/м3 сырья
2.5.2
Материальный баланс установки и реакторов
Объемная
формуле:
часовая
производительность
установки
определяется
по
𝐺год
,
𝜏с ∙ 𝜌с ∙ 24
где Wс – объемная часовая производительность установки, м 3/ч;
Gгод – годовая производительность установки, кг/год;
ρс – плотность сырья, кг/м3;
τc – продолжительность работы установки, сут;
Gгод = 3000000 т/год;
ρс = 899 кг/м3;
τр = 340 суток.
3000000000
𝑊с =
= 408,8 м3 /ч
340 ∙ 899 ∙ 24
Массовая часовая производительность рассчитывается по формуле:
𝐺𝑐 = 𝑊𝑐 ∙ 𝜌𝑐,
где Gc – массовая часовая производительность сырья, кг/ч; W c – объемная
часовая производительность, м3/ч;
ρс = 899 кг/м3
Gc = 408,8 ∙ 899 = 363384 кг/ч.
Водород в составе СВСГ, необходимый для проведения процесса
гидрокрекинга, поступает со специальных установок производства водорода.
В таблице 2.7 приведена характеристика СВСГ, используемого на
𝑊с =
45
установке.
Таблица 2.7
Расчёт молярной массы СВСГ
Компоненты
Водород
Метан
Этан
Пропан
Изобутан
Н-бутан
Итого
СВСГ
Mi, кг/кмоль
3
16
30
44
58
58
-
Yi
0,9952
0,0021
0,001
0,0007
0,0005
0,0005
1,0000
𝑀𝑖 ∙ 𝑦𝑖
2,9856
0,0336
0,0300
0,0308
0,0290
0,0290
3,1380
Ῡ
0,9514
0,0107
0,0096
0,0098
0,0092
0,0092
1,0000
Массовый расход водорода на всю установку определяем по формуле:
𝐺𝑐 ∙ 𝐶𝐻2
,
100
где
𝐺𝐻2 – массовый расход водорода, кг/ч;
С𝐻2 – расход водорода в расчете на сырье (примем равным 4,0 % мас.)
367647 ∙ 4,0
𝐺𝐻2 =
= 14706 кг/ч.
100
Массовый расход СВСГ, подаваемого на установку определяем по
формуле:
𝐺𝐻
𝐺СВСГ = 2 ,
Ῡ
где 𝐺СВСГ – массовый расход СВСГ, кг/ч;
Ῡ– концентрация водорода в СВСГ, массовые доли от единицы;
14706
𝐺СВСГ =
= 15832 кг/ч
0,9289
Расход СВСГ на сырье установки определяем по формуле:
𝐺СВСГ
15832
𝐶СВСГ =
=
∙ 100 = 4,31 %мас
𝐺𝑐
367647
Массовый расход водорода в реакторе 1 определяем по формуле:
𝐺𝑐(1) ∙ 𝐶𝐻2 (1)
𝐺𝐻2 (1) =
,
100
где
𝐺𝐻2 – массовый расход водорода в реакторе 1, кг/ч;
С𝐻2(1) – расход водорода в расчете на сырье реактора 1 (примем равным
1,79 % мас.);
𝐺𝑐(1) – массовый расход сырья реактора 1, кг/ч.
352469 ∙ 1,79
𝐺𝐻2 (1) =
= 6324 кг/ч;
100
Массовый расход СВСГ, подаваемого в реактор 1 определяем по формуле:
𝐺𝐻2 =
46
𝐺СВСГ(1) =
𝐺𝐻2 (1)
,
Ῡ𝑖
где 𝐺СВСГ(1) – массовый расход СВСГ в реакторе 1, кг/ч;
Ῡi - концентрация водорода в СВСГ, массовые доли от единицы;
6324
𝐺СВСГ(1) =
= 6803 кг/ч;
0,9289
Расход СВСГ на сырье реактора 1 определяем по формуле:
𝐺СВСГ(1)
6803
𝐶СВСГ(1) =
=
= 1,93 %мас;
𝐺с(1)
352469
Массовый расход водорода в реакторе 2 определяем по формуле:
𝐺𝑐(2) ∙ 𝐶𝐻2 (2)
𝐺𝐻2 (2) =
,
100
где
𝐺𝐻2(2) – массовый расход водорода в реакторе 2, кг/ч;
С𝐻2(2) – расход водорода в расчете на сырье реактор 2 (примем равным 2,9
% мас.)
𝐺𝑐(2) – массовый расход сырья реактора 2, кг/ч;
289076 ∙ 2,9
кг
= 8382 .
100
ч
Массовый расход СВСГ, подаваемого в реактор 2 определяем по формуле:
𝐺𝐻 (2)
𝐺СВСГ(2) = 2 ,
Ῡ𝑖
где 𝐺СВСГ(2) – массовый расход СВСГ в реакторе 2, кг/ч;
Ῡi– концентрация водорода в СВСГ, массовые доли от единицы;
8382
кг
𝐺СВСГ(2) =
= 9023 .
0,9289
ч
Расход СВСГ на сырье реактора 2 определяем по формуле:
𝐺СВСГ(2)
8382
𝐶СВСГ(2) =
=
= 3,1 %мас;
𝐺с(2)
289076
𝐺𝐻2 =
При заданной производительности установки по свежему сырью объем
ЦВСГ определяем по формуле:
𝑉ЦВСГ = 𝑊𝑐 ∙ 𝐾с ,
где 𝑉ЦВСГ – объемный расход ЦВСГ, нм3/ч;
𝐾ц – кратность циркуляции ЦВСГ, нм3/м3.
При расчёте расхода ЦВСГ на установку учитывалось, что кратность
циркуляции ВСГ в реакторе 1 и 2 различны. Поэтому был проведён расчёт ЦВСГ
в каждом реакторе.
Данные
для
расчета
молярной
массы
циркулирующего
водородсодержащего газа содержатся в таблице 2.8.
47
Таблица 2.8
Расчет молярной массы ЦВСГ
Компонент
𝑀𝑖, кг/кмоль
𝑦𝑖
𝑀𝑖 ∙ 𝑦𝑖
Ῡi
Водород
2
0,920
1,840
0,4283
Метан
16
0,036
0,576
0,1341
Этан
30
0,015
0,450
0,1047
Пропан
44
0,018
0,792
0,1844
Изобутан
58
0,006
0,348
0,0810
Н-бутан
58
0,005
0,290
0,0675
-
1,000
4,296
1,0000
Итого
Молярную массу ЦВСГ находим по формуле
𝑀ЦВСГ = ∑ 𝑀𝑖 ∙ 𝑦𝑖 ,
где Mi – молярная масса компонента ЦВСГ, кг/кмоль;
yi - мольная концентрация компонента в циркулирующем газе.
Мцвсг = 4,3 кг/кмоль.
Определим расход ЦВСГ в реакторе 1:
На входе в реактор 1 Кц = 800 нм3/м3 сырья.
𝑉ЦВСГ = 𝑊с ∙ 𝐾ц = 408,8 ∙ 800 = 327036 нм3/ч.
Массовый расход циркулирующего водородсодержащего газа определяем
из соотношения:
𝑉ЦВСГ ∙ 𝑀ЦВСГ
𝐺ЦВСГ =
,
22,4
где
Gцвсг – массовый расход ЦВСГ, кг/ч;
Мцвсг – молярная масса ЦВСГ, кг/кмоль.
327036 ∙ 4,3
кг
= 62721 .
22,4
ч
Определяем расход ЦВСГ в расчете на сырье:
𝐺ЦВСГ ∙ 100
𝐶ЦВСГ =
;
𝐺𝑐
62721 ∙ 100
𝐶ЦВСГ =
= 17,79 %мас.
367647
Определим расход ЦВСГ в реакторе 2. На входе в реактор 2 Кц = 1200
3 3
нм /м сырья.
𝑉ЦВСГ = 𝑊с ∙ 𝐾ц = 1200 ∙ 321,4 = 385716 нм3/ч.
Массовый расход циркулирующего водородсодержащего газа определяем
из соотношения:
𝑉ЦВСГ ∙ 𝑀ЦВСГ
𝐺ЦВСГ =
,
22,4
где Gцвсг – массовый расход ЦВСГ, кг/ч;
𝐺ЦВСГ =
48
Мцвсг – молярная масса ЦВСГ, кг/кмоль.
385716 ∙ 4,3
𝐺ЦВСГ =
= 73975 кг/ч.
22,4
Определяем расход ЦВСГ в расчете на сырье:
𝐺ЦВСГ ∙ 100
𝐶ЦВСГ =
;
𝐺𝑐
73975 ∙ 100
𝐶ЦВСГ =
= 25,6 %мас.
289076
Выход сероводорода зависит от содержания серы в сырье и продуктах и
может быть определен по формуле:
[𝑆0 − ∑ 𝑆𝑖 ∙ 𝑥𝑖 ] ∙ 34
𝐺𝐻2𝑆 =
,
32
где 𝐺𝐻2𝑆 – выход сероводорода, % мас. на сырье;
S0 – содержание серы в исходном сырье, % мас.;
Si – содержание серы в конечных продуктах, % мас.;
xi – выход продуктов, в массовых долях от единицы;
34 – молярная масса сероводорода, кг/кмоль;
32 – атомная масса серы, кг/кмоль.
S0 – содержание серы в исходном сырье, % мас.;
Исходные данные для расчета выхода сероводорода:
S0 – 0,95 % мас.;
SБ – содержание серы в бензине, % мас.;
SБ – 0,0005 % мас.;
хБ – выход бензина, в долях от единицы;
хБ – 0,1036;
SРТ – содержание серы в реактивном топливе, % мас.;
SРТ – 0,001 % мас.;
хРТ – выход реактивного топлива, в долях от единицы;
хРТ – 0,1477.
SДТ – содержание серы в дизельном топливе, % мас.;
SДТ – 0,001 % мас.;
хДТ – выход дизельного топлива, в долях от единицы;
хДТ – 0,3396.
SГОВГ – содержание серы в гидроочищенном вакуумном газойле, % мас.;
SГОВГ – 0,002 % мас.;
x ГОВГ – выход дизельного топлива, в долях от единицы;
х ГОВГ – 0,3569.
𝐺𝐻2 𝑆 =
[0,95−(0,0005∙0,1036+0,001∙0,1477+0,001∙0,3396+0,002∙0,3569]∙34
32
= 1,0 %мас.
Материальный баланс установки глубокого гидрокрекинга вакуумного
газойля был взят на основании литературных данных [12] и представлен в
таблице 2.9.
49
Таблица 2.9
Материальный баланс установки гидрокрекинга вакуумного газойля [12]
Сырье и продукты
%мас. на
сырье
установки
%мас. на
нефть
тыс. т/год
т/сут
кг/ч
83,73
20,07
2408,3
7083,2
295133
16,27
4,31
104,31
3,90
1,03
25,00
467,9
123,9
3000,0
1376,1
364,3
8823,5
57336
15178
367647
4,30
4,70
6,10
15,40
35,40
37,20
1,21
104,31
1,03
1,13
1,46
3,69
8,49
8,92
0,29
25,00
123,7
135,1
175,5
442,8
1018,3
1069,9
34,7
3000,0
363,7
397,4
516,2
1302,4
2994,9
3146,8
102,0
8823,5
15156
16557
21509
54268
124786
131118
4252
367647
Поступило:
вакуумный газойль
тяжелый газойль
коксования
СВСГ
Итого
Получено:
Газ
28-70 ℃
70-180 ℃
180-240 ℃
240-360 ℃
>360 ℃
Потери
Итого
В таблице 2.10 представлен материальный баланс реактора 1.
Таблица 2.10
Материальный баланс реактора 1
%мас.
Расход
тыс. т/год
кг/ч
Итого
100,00
1,93
17,79
119,73
2876,1
55,6
511,8
3443,5
352469
6808
62721
421998
Итого
0,91
0,40
1,43
1,85
4,65
10,69
82,01
17,79
119,73
26,1
11,4
41,0
53,3
133,6
307,4
2358,9
511,8
3443,5
3198
1399
5024
6530
16376
37675
289076
62721
421998
Статьи баланса
Взято:
сырье
СВСГ
ЦВСГ
Получено
Сероводород
УВГ
28-70 ℃
70-180 ℃
180-240 ℃
240-360 ℃
>360 ℃
ЦВСГ
В таблице 2.11 представлен материальный баланс реактора 2.
50
Таблица 2.11
Материальный баланс реактора 2
%мас.
Расход
тыс. т/год
кг/ч
Итого
100,0
3,1
25,6
128,7
2358,9
73,6
603,6
3036,1
289076
9023
73975
372074
Итого
0,12
3,59
4,05
5,27
13,22
30,41
46,46
25,60
128,7
2,90
84,6
95,7
124,3
311,8
717,3
1095,9
603,6
3036,1
355
10371
11722
15236
38211
87908
134297
73975
372074
Статьи баланса
Взято:
сырье
СВСГ
ЦВСГ
Получено
Сероводород
УВГ
28-70 ℃
70-180 ℃
180-240 ℃
240-360 ℃
>360 ℃
ЦВСГ
2.5.3 Технологический расчет реакторов
Существенное значение имеет правильный выбор конструкции реактора.
Для процесса гидрокрекинга тяжелых видов сырья не могут быть успешно
применены реакторы с радиальным движением реагирующей смеси из-за
невозможности оптимального распределения жидкой фазы газосырьевой смеси
по объему катализатора, в них используют аксиальный ввод газосырьевой смеси
в слой катализатора.
При аксиальном вводе сырья диаметр реактора и высота слоя катализатора
зависят от гидравлического сопротивления слоя катализатора и допустимого
значения условной скорости подачи сырья на свободное сечение аппарата, при
котором начинается шевеление катализатора. Установлено, что оптимальный
перепад давления, который можно рекомендовать для определения диаметра
реактора с аксиальным вводом сырья, составляет 0,004 – 0,01 МПа на 1 м высоты
слоя катализатора.
Процессы гидрокрекинга вакуумного газойля и другого тяжелого сырья
характеризуется высокоэкзотермичным характером превращения углеводородов
и протекают со значительным тепловым эффектом. Для снижения градиента
температуры по высоте реакционной зоны слой катализатора разбивают на три –
пять секций и применяют охлаждение реагирующей смеси между секциями.
Высоту каждой секции катализатора принимают такой, чтобы температура в ней
повышалась не более чем на 25 ˚С. По ходу сырьевой смеси по реактору
меняются скорости и типы реакций, уровни отложения кокса и металлов на
катализаторе и активность катализатора, снижается выделение теплоты, поэтому
увеличивают высоты слоев катализатора сверху вниз. Неравномерная послойная
загрузка катализатора в реактор обусловлена снижением реакционной
51
способности сырья по ходу процесса. Для предотвращения дезактивации
катализатора гидрокрекинга тяжелыми металлами практикуется размещение в
верхней части реактора защитного слоя широкопористого катализатора
деметаллизации.
Реактор гидрокрекинга представляет собой массивный цилиндрический
аппарат со сферическими днищами, в которых имеются штуцера для ввода
газосырьевой смеси и вывода газопродуктовой смеси, штуцер для установки
многозонной термопары и штуцер для выгрузки катализатора. Высота типового
реактора гидрокрекинга находится в пределах 16 - 35 м, внутренний диаметр 2-4
м, толщина стенки – от 50 до 225 мм в зависимости от рабочего давления. Их
изготавливают из двухслойной или многослойной стали с внутренним слоем из
высоколегированной стали, стойкой к водородной и сульфидной коррозии.
Внутри реактора имеется несколько (3-5) решеток, на которых размещают слой
катализатора.
Расчёт размеров реактора 1. Объем катализатора в реакторах
каталитических процессов со стационарным слоем катализатора находим из
соотношения:
𝑊𝑐
𝑉𝑘 = ,
𝑉0
3
Vk – объем катализатора, м ;
Wc – объемная производительность установки или реактора, м 3/ч;
V0 – объемная скорость подачи сырья, ч-1.
408,8
𝑉𝑘 =
= 272,5 м3 .
1,5
В реакторе 1 поддерживается давление 15 МПа, поэтому принимаем
внутренний диаметр реактора равным 2,8 м. При данном диаметре слоя
катализатора общую высоту слоя катализатора определяем из выражения:
𝑉𝑘
𝐻𝑘 = ,
𝐹𝑘
где Hк – общая высота слоя катализатора, м;
Fк – площадь сечения слоя катализатора, м 2.
272,5
𝐻𝑘 =
= 44,3 м.
6,15
Толщину стенки реактора примем равной 0,2 м. Принимаем высоту
устройств ввода ХЦВСГ между слоями катализатора равной 0,75 м, по высоте
реактора 1 таких устройств будет два – для обеспечения требуемой кратности
циркуляции и съёма избыточного тепла реакции.
Кривизну днищ реактора принимаем равной 1,4 м, что соответствует
половине внутреннего диаметра. Находим общую высоту реактора 1 как сумму
высот слоя катализатора, устройств ввода ХЦВСГ и радиусов полусферических
днищ реактора:
𝐻р = 44,3 + 2 ∙ 1,4 + 2 ∙ 0,75 = 48,6 м.
Принимаем высоту реактора 1 равной 48,6 м.
Расчёт размеров реактора 2. Объем катализатора
в
реакторах
каталитических процессов со стационарным слоем катализатора находим из
52
соотношения:
321,4
= 459,2 м3 .
0,7
В реакторе 2 поддерживается давление 15 МПа, поэтому принимаем
внутренний диаметр реактора равным 3,2 м. При данном диаметре слоя
катализатора общую высоту слоя катализатора определяем из выражения:
459,2
𝐻𝑘 =
= 57,1 м.
8,04
Толщину стенки реактора примем равной 0,2 м. Принимаем высоту
устройств ввода ХЦВСГ между слоями катализатора равной 0,75 м, по высоте
реактора 2 таких устройств будет три – для обеспечения требуемой кратности
циркуляции и съёма избыточного тепла реакции.
Кривизну днищ реактора принимаем равной 1,6 м, что соответствует
половине внутреннего диаметра. Находим общую высоту реактора 2 как сумму
высот слоя катализатора, устройств ввода ХЦВСГ и радиусов полусферических
днищ реактора:
𝐻р = 57,1 + 2 ∙ 1,6 + 3 ∙ 0,75 = 62,6 м.
Принимаем высоту реактора 2 равной 62,6 м.
𝑉𝑘 =
2.5.4 Тепловой баланс реакторов
Для правильной эксплуатации установок гидрокрекинга и решения ряда
вопросов, связанных с определением тепловой мощности печи и
технологическим расчетом реакторов (приход теплоты в реактор, расход
теплоты из реактора, скорость движения сырья и др.), необходимо знать расход
и состав газопаровых и жидких фаз газосырьевой и газопродуктовой смесей.
Такие расчеты необходимы для определения количества сырья и продуктов
реакции, которые в условиях высокой температуры и большого количества
циркулирующего водородсодержащего газа остаются в жидком состоянии. Это
следует принимать во внимание при определении энтальпий компонентов
газосырьевой и газопродуктовой смесей и составлении тепловых балансов
реакторов.
Так как процесс глубокого гидрокрекинга осуществляется при высоком
давлении, а сырьем является вакуумный газойль, то обязателен расчет по
определению агрегатного состояния компонентов газосырьевой смеси на входе
в реактор, и газопродуктовой смеси на выходе из реактора.
Состав паровой и жидкой фаз многокомпонентной смеси в условиях
однократного испарения в реакторе рассчитывают на основании известных
уравнений:
𝛼𝑖
– для жидкой фазы: 𝑥𝑖 =
;
1+𝑒∙(𝐾𝑖 −1)
– для паровой фазы 𝑦𝑖 = 𝑥𝑖 ∙ 𝐾𝑖,
где xi – мольная концентрация компонента жидкой фазы;
yi – мольная концентрация компонента паровой фазы;
53
αi – мольная концентрация компонента исходной смеси;
e – мольная доля отгона;
Ki – константа фазового равновесия компонента.
Перед определением составов паровой и жидкой фаз газосырьевой смеси
при условиях на входе в реактор и газопродуктовой смеси при условиях на
выходе из реактора необходимо предварительно определить состав ГСС и ГПС
по отдельным компонентам. В приложении 1 представлен компонентный
состав ГСС и ГПС для реактора Р-1 (см. таблицу П1.1, таблицу П1.2) и реактора
Р-2 (см. таблицу П1.3, таблицу П1.4).
Состав паровой и жидкой фаз газосырьевой и газопродуктовой смеси
рассчитываем с помощью ПЭВМ. В приложении 2 представлены результаты
этих расчетов для реактора Р-1 (см. таблицу П2.1, таблицу П2.2) и реактора Р-2
(см. таблицу П2.3, таблицу П2.4). В приложении 3 представлен материальный
баланс однократного испарения многокомпонентной газосырьевой смеси для
реактора Р-1 (см. таблицу П3.1) и реактора Р-2 (см. таблицу П3.2). Приходная
статья материального баланса заполняется на основе таблицы П3.3 и таблицы
П3.4 для реакторов Р-1 и Р-2 соответственно.
Число кмолей отдельных компонентов паровой фазы определяется по
формуле
𝑛𝑖𝑛 = Σ𝑛𝑖 ∙ 𝑒 ∙ 𝑦𝑖 ,
где 𝑛i𝑛 – число кмолей компонента паровой фазы, кмоль/ч;
∑ 𝑛𝑖 – число кмолей, кмоль/ч;
𝑒 – мольная доля отгона.
Число кмолей отдельных компонентов жидкой фазы определяется по
формуле
𝑛iж = ∑ 𝑛𝑖 ∙ (1 − 𝑒) ∙ 𝑥𝑖 ,
где 𝑛iж – число кмолей компонентов жидкой фазы.
Масса каждого компонента паровой фазы определяется по формуле
𝐺 i 𝑛 = ∑ 𝑛𝑖 ∙ 𝑒 ∙ 𝑦𝑖 ∙ 𝑀𝑖 ,
где 𝐺 i 𝑛 – масса компонента паровой фазы, кг/ч;
𝑀𝑖 – молярная масса компонента паровой фазы, кг/кмоль.
Масса каждого компонента жидкой фазы определяется по формуле
𝑔iж = ∑ 𝑛𝑖 ∙ (1 − 𝑒) ∙ 𝑥𝑖 ∙ 𝑀𝑖,
где 𝑔iж – масса компонента жидкой фазы, кг/ч;
𝑀𝑖 – молярная масса компонента жидкой фазы, кг/кмоль.
При составлении теплового баланса реакторного блока необходимо
учитывать изменение энтальпий паров и газов при изменении давления. В
приложении 4 представлены данные для расчета молярной массы газообразных
продуктов реакции (см. таблицу П4.1). Расчет парциальных давлений
компонентов ГСС и ГПС представлен в таблицах П4.2 и П4.3 для реактора Р-1
и в таблицах П4.4 и П4.5 для реактора Р-2.
54
Так как процесс глубокого гидрокрекинга проходит при высоком давлении,
то в тепловые расчеты необходимо вносить поправку на изменение энтальпии
паров и газов (ΔН) от давления. Искомая энтальпия при давлении π (Нπ) равна
Нπ = Н0 – ΔН ,
где Н0 – энтальпия при нормальном давлении.
Энтальпия нефтяных паров при нормальном давлении рассчитывается по
формуле
𝐻0 = [𝛼 ∙ (4 −ρ15
15 ) − 73,8] ∙ 4,187,
где α – (50,2 + 0,109∙t + 0,00014∙t2);
t – температура нефтяных паров, ˚С.
Энтальпии нефтяных газов и легких парафиновых углеводородов при
повышенном давлении определяются по соответствующим номограммам [2, c.
125-129].
Энтальпия водородсодержащих и углеводородных газов определяется как
сумма произведений энтальпий каждого компонента на их массовую
концентрацию, или как произведение средней теплоемкости смеси газов на их
температуру.
Энтальпия водорода находится по формуле
𝐻𝐻2 = 𝐶𝐻2 ∙ 𝑡,
где 𝐶𝐻2 – средняя массовая теплоемкость водорода, равная 14,6 кДж/(кг·˚С);
t – температура, ˚С.
Энтальпия водорода как идеального газа не зависит от давления. Поправку
к энтальпии по давлению находим по формуле:
𝑇кр ∙ 𝑃пр
∆𝐻 = 4,4 ∙ 2
𝑇пр ∙ 𝑀
Псевдокритические параметры нефтяных фракций определяем по
номограммам [2, с. 133] в зависимости от их молярной массы и K характеризующего фактора.
К = 1,216 ∙
1
3
𝑇ср.
мол
15
𝜌15
Среднюю молярную температуру кипения фракций находим по формулам:
𝑡ср. мол. = 𝑡ср. об. − ∆𝑡;
𝑡10% + 𝑡50% + 𝑡90%
,
3
где 𝑡10%, 𝑡50%, 𝑡90% - температуры отгона 10%, 50%, 90% фракции по ГОСТ,
𝑡ср.
мол.
=
∆𝑡 находим по графику [3, с. 40] в зависимости от тангенса кривой
разгонки по ГОСТ:
𝑡90% + 𝑡10%
𝑡𝑔угла наклона ГОСТ =
.
90 − 10
Находим приведенную температуру Tпр и приведенное давление Pпр по
формулам:
55
𝑇пр =
𝑃пр =
𝑇
𝑇пс.
;
кр
𝑃
𝑃пс. кр
.
Расчёт псевдокритических параметров нефтепродуктов приведен в
приложении 5 (см. таблицу П5.1).
Расчёт энтальпий газов и нефтепродуктов (СВСГ, ЦВСГ, УВГ, сырья, ЛБ,
ТБ, РТ, ДТ, ГО ВГ) в условиях реактора Р-1 представлен в таблицах П5.2 –
П5.10. Энтальпии нефтепродуктов в условиях реактора Р-2 представлены в
таблицах П5.11 – П5.15.
При сравнении энтальпий нефтепродуктов в условиях реакторов 1 и 2
существенных расхождений не обнаружено, поэтому для определения энтальпий
нефтепродуктов при различных температурах будем использовать только
данные, полученные для реактора Р-1.
При гидрокрекинге вакуумного газойля возникает необходимость в
разделении общего объема катализатора на слои и в охлаждении продуктов
реакции после каждого слоя до заданных условий процесса. Именно поэтому
катализатор располагают либо в двух реакторах, либо в одном реакторе, но
несколькими слоями, между которыми подают поток холодного
водородсодержащего газа. Для данного процесса число слоёв катализатора
было принято равным трем и четырем для реакторов 1 и 2 соответсвенно.
Тепловой эффект реакций гидрокрекинга может определяться по
эмпирическому уравнению, связывающему величину теплового эффекта (q p) и
глубину превращения исходного сырья (Ῡ) в процессе получения летнего
дизельного топлива:
𝑞𝑝 = 5,208 ∙ Ῡ − 0,0181 ∙ Ῡ2
где Ῡ - глубина превращения исходного сырья, % мас.
Глубина превращения исходного сырья в реакторе Р-1 составляет 18%.
Определяем тепловой эффект реакций, протекающих в 1 реакторе:
𝑞𝑝 = 5,208 ∙ 18,0 − 0,0181 ∙ 18,02 = 87,9 кДж/кг.
Глубина превращения исходного сырья в реакторе Р-2 составляет 42%.
Определяем тепловой эффект реакций гидрокрекинга:
𝑞𝑝 = 5,208 ∙ 42,0 − 0,0181 ∙ 42,02 = 186,8 кДж/ч.
Потери теплоты из реактора Р-1 в окружающую среду определяем по
формуле
𝑄 = 𝐹 ∙ 𝐾 ∙ ∆𝑡 ,
где Q – потери теплоты из реактора, кДж/ч;
К – коэффициент теплопередачи, кДж/(м2 ∙ ˚С ∙ ч)
К = 12 кДж/(м2 ∙ ˚С ∙ ч).
F – поверхность реактора, м2;
Δt – перепад температур, ˚С.
Поверхность реактора Р-1 рассчитаем по формуле
𝐹 = 2 ∙ 𝜋 ∙ 𝑅 ∙ 𝐻 + 2 ∙ 𝜋 ∙ 𝑅2 ∙ 𝜃,
где F – наружная поверхность реактора, м2;
56
R – наружный радиус реактора, м; R = 1,6 м;
Н – высота цилиндрической части реактора, м;
Н = 45 м.
𝐹 = 2 ∙ 3,14 ∙ 1,6 ∙ 45 + 2 ∙ 3,14 ∙ 1,62 ∙ 1,384 = 474,7 м2.
Перепад температур рассчитаем по формуле
Δt = tср - tмин ,
где Δt – перепад температур, ˚С;
tср – средняя температура среды внутри реактора, ˚С; tср = 400 ˚С;
tмин – средняя минимальная температура окружающей среды (зимой), ˚С;
tмин = –20 ˚С;
Δt = 400 – (–20) = 420 ˚С.
Q = 474,7 ∙ 420 ∙ 12 = 2392654 кДж/ч.
Для реактора Р-2:
𝐹 = 2 ∙ 3,14 ∙ 1,8 ∙ 57,9 + 2 ∙ 3,14 ∙ 1,82 ∙ 1,384 = 682,4 м2.
Δt = 427 – (–20) = 447 ˚С
Q = 682,4 ∙ 447 ∙12 = 3664316 кДж/ч.
Исходя из значения принятой температуры газосырьевой смеси на входе в
реактор и агрегатного состояния ее компонентов рассчитываем приходную
статью теплового баланса реактора. Расходную статью теплового баланса
рассчитываем, задаваясь температурой ГПС на выходе из реактора. Целью
расчета теплового баланса является определение температуры ГПС на выходе из
реактора и количества теплоты, которую необходимо вывести из реактора
потоками холодного ВСГ для поддержания нужной температуры ГСС на входе
в каждый слой катализатора. Если в реакторе находится газопарожидкостная
смесь, то при определении энтальпий это должно приниматься во внимание.
При составлении теплового баланса реактора гидрокрекинга тяжелых видов
сырья расходы паровой и жидкой фаз ГСС на входе в реактор и ГПС на выходе
из него берем из материальных балансов процесса однократного испарения ГСС
при температуре и давлении на входе в реактор и ГПС при условиях на выходе
из реактора. Тепловой баланс реактора Р-1 представлен в таблице 2.12.
Таблица 2.12
Тепловой баланс реактора Р-1
Статьи баланса
Взято
сырье (ж/ф)
сырье (п/ф)
СВСГ
ЦВСГ
Теплота реакции
Итого
Температура, Энтальпия,
Расход, кг/ч
℃
кДж/кг
Кол-во
теплоты,
млн кДж/ч
246874
105595
6808
62721
-
395
395
395
395
-
1171,5
980,0
9208,0
4945,9
87,9
289,21
103,49
62,69
310,21
30,97
421998
-
-
796,58
57
Продолжение таблицы 2.12
Статьи баланса
Расход, кг/ч Температура, Энтальпия,
℃
кДж/кг
Получено:
Газ
Сероводород
28-70 ℃ (ж/ф)
28-70 ℃ (п/ф)
70-180 ℃ (ж/ф)
70-180 ℃ (п/ф)
180-240 ℃ (ж/ф)
180-240 ℃ (п/ф)
240-360 ℃ (ж/ф)
240-360 ℃ (п/ф)
>360 ℃ (ж/ф)
>360 ℃ (п/ф)
ЦВСГ
Потери теплоты в окр. среду
Итого
1399
3198
3815
1209
5391
1139
14137
2239
34077
3598
245082
43994
62721
421998
405
405
405
405
405
405
405
405
405
405
405
405
405
-
Кол-во
теплоты,
млн кДж/ч
1218,0
482,0
1325,1
1172,5
1289,8
1114,6
1264,9
1079,1
1244,5
1053,1
1209,3
1023,1
4945,9
-
3,90
0,67
5,06
1,42
6,95
1,27
17,88
2,42
42,41
3,79
296,39
45,01
310,21
2,39
734,97
Из теплового баланса реактора рассчитываем количество теплоты,
подлежащей съему:
ΔQ = Qприх – Qрасх ;
ΔQ = 796,58 – 734,97 = 61,6 МДж/ч.
Расход
холодного
циркулирующего
водородсодержащего
газа,
подаваемого на охлаждение продуктов реакции, определяем из уравнения
охл
∆𝑄 = 𝐺ЦВСГ
∙ (𝐻𝑡2 − 𝐻𝑡1 ).
где t2 и t1 – температуры охлаждающего ЦВСГ на выходе из реактора и на
входе в реактор соответственно;
𝐻𝑡2 и 𝐻𝑡1 – энтальпии охлаждающего ЦВСГ при температурах t2=405 ˚С и
t1=50 ˚С
∆𝑄
61600000
охл
𝐺ЦВСГ
=
=
= 21229 кг/ч.
(𝐻𝑡2 − 𝐻𝑡1 ) (4945,9 − 2125,6)
Тепловой баланс реактора Р-2 представлен в таблице 2.13.
Таблица 2.13
Тепловой баланс реактора Р-2
Расход,
кг/ч
Температура,
℃
Энтальпия,
кДж/кг
Кол-во теплоты, млн
кДж/ч
Взято
сырье (ж/ф)
210698
420
1247,4
262,82
сырье (п/ф)
78378
420
1072,3
84,05
Статьи баланса
58
Продолжение таблицы 2.13
Статьи баланса
Расход,
кг/ч
Температура,
℃
Энтальпия,
кДж/кг
Кол-во теплоты, млн
кДж/ч
СВСГ
9023
420
9559,3
86,26
ЦВСГ
73975
420
5151,2
381,06
-
-
186,8
54,00
372074
-
-
868,18
10371
435
1322,7
13,72
Сероводород
355
435
517,7
0,18
28-70 ℃ (ж/ф)
7481
435
1419,62
10,62
28-70 ℃ (п/ф)
4241
435
1286,34
5,46
70-180 ℃ (ж/ф)
11057
435
1382,2
15,28
70-180 ℃ (п/ф)
4179
435
1222,8
5,11
180-240 ℃ (ж/ф)
28512
435
1355,5
38,65
180-240 ℃ (п/ф)
9698
435
1183,9
11,48
240-360 ℃ (ж/ф)
66853
435
1333,2
89,13
240-360 ℃ (п/ф)
21055
435
1155,4
24,33
>360 ℃ (ж/ф)
119271
435
1306,0
155,77
>360 ℃ (п/ф)
15026
435
1122,4
16,86
ЦВСГ
Потери теплоты
в окр. среду
Итого
73975
435
5277,3
390,39
-
-
-
3,66
372074
-
-
773,32
Теплота реакции
Итого
Получено:
Газ
ΔQ = 868,18 – 773,32 = 94,7 МДж/ч.
Расход
холодного
циркулирующего
водородсодержащего
газа,
подаваемого на охлаждение продуктов реакции, определяем из уравнения
охл
∆𝑄 = 𝐺ЦВСГ
∙ (𝐻𝑡2 − 𝐻𝑡1 ),
где t2 и t1 – температуры охлаждающего ЦВСГ на выходе из реактора и
входе в реактор соответственно;
𝐻𝑡2 и 𝐻𝑡1 – энтальпии охлаждающего ЦВСГ при температурах t2=435 ˚С и
t1=50 ˚С.
∆𝑄
94700000
охл
𝐺ЦВСГ
=
=
= 30035,4 кг/ч.
(𝐻𝑡2 − 𝐻𝑡1 ) (5277,3 − 2125,6)
2.5.5 Гидравлический расчет реакторов
59
Правильность выбора диаметра и высоты слоя катализатора проверяется
гидравлическим расчетом. Цель гидравлического расчета – определение
перепада давлений в слое катализатора и сравнение рассчитанных перепадов с
практическими данными.
Гидравлический расчет ведем по формуле Эргуна:
(1 − 𝜀 2 ) ∙ 𝑊 ∙ 𝜇
(1 − 𝜀 ) ∙ 𝜌 ∙ 𝑊 2
∆𝑃
= 150 ∙
+ 1,75 ∙
,
𝐻
𝜀3 ∙ 𝑑2
𝜀3 ∙ 𝑑
где ΔP – перепад давления в слое катализатора; Н – высота слоя
катализатора, м;
d – диаметр шарика катализатора, м;
W – линейная скорость газопаровой смеси, отнесенная к полному сечению
аппарата, м/с;
ρ – плотность потока паров ГСС и ГПС рабочих условиях, кг/м3;
ε – порозность катализатора (относительная величина, выраженная в долях
от единицы);
μ – динамическая вязкость парогазовой смеси, Па∙с.
В процессе гидрокрекинга происходят изменения в химическом составе
парогазовой смеси, поэтому рекомендуется находить средние арифметические
значения линейной скорости, динамической вязкости и плотности ГСС на входе
в реактор и ГПС на выходе из него.
Объемный расход ГСС на входе в реактор находим по уравнению:
ВХ
ОХЛ
22,4 ∙ (𝑡вх + 273) ∙ 𝑧ГСС ∙ (𝑁ГСС
+ 𝑁ЦВСГ
) ∙ 0,1
ВХ
𝑉ГСС =
,
ВХ
273 ∙ 3600 ∙ 𝑃ГСС
и ГПС на выходе из реактора по уравнению:
ВЫХ
𝑉ГПС
=
ВЫХ
ОХЛ
22,4 ∙ (𝑡вых + 273) ∙ 𝑧ГПС ∙ (𝑁ГПС
+ 𝑁ЦВСГ
) ∙ 0,1
,
ВЫХ
273 ∙ 3600 ∙ 𝑃ГПС
ВХ
ВЫХ
где
𝑉ГСС
и 𝑉ГПС
– объемный расход ГСС или ГПС, м3/с;
ВХ
ВЫХ
𝑁ГСС
и 𝑁ГПС
– число кмолей газов и паров ГСС и ГПС, кмоль/ч;
ОХЛ
𝑁ЦВСГ – количество охлаждающего ЦВСГ, кмоль/ч;
𝑧ГСС и 𝑧ГПС – коэффициент сжимаемости ГСС и ГПС;
ВХ
ВЫХ
𝑃Г𝐶С
и 𝑃ГПС
– давление на входе в реактор и на выходе из реактора, МПа;
За диаметр гранул, не имеющих форму шара, обычно принимается
величина, определяемая из соотношения:
𝑑 = 𝑑рш ∙ 𝜓,
где 𝑑рш – диаметр равновеликого по объёму шара, м;
𝜓 – фактор экструдатов или коэффициент несферичности.
Коэффициент несферичности равен отношению поверхности экструдата
катализатора (Fт) к поверхности равновеликого по объёму шара (Fрш):
𝐹т
ψ=
.
𝐹рш
Поверхность экструдата и поверхность равновеликого по объёму шара
находим, приравнивая объём экструдата к объёму равновеликого по объёму
60
шара и рассчитываем поверхность последнего:
3
𝜋 ∙ 𝑑рш
𝑉т = 𝑉рш =
.
6
Объём экструдата катализатора (Vт) находим по формуле:
𝜋 ∙ 𝑑т2 ∙ 𝑙
𝑉т =
.
4
Поверхность экструдата определяем по формуле:
2 ∙ 𝜋 ∙ 𝑑 3𝑇
𝑀=
+ 𝜋 ∙ 𝑑 𝑇 ∙ 𝑙𝑇 .
4
Рассчитываем поверхность равновеликого по объёму шара:
2
𝐹рш = 𝜋 ∙ 𝑑рш
.
Для определения коэффициента сжимаемости паров ГСС и ГПС
предварительно вычисляем приведенные температуру и давление для ГСС и
ГПС. Расчет для реактора Р-1 представлен в приложении 6 (см. таблицу П6.1 и
П6.2).
Рассчитаем приведенные температуру и давление ГСС и ГПС:
𝑇
𝑇пр =
;
𝑇пс.кр.
𝑃
𝑃пр =
;
𝑃пс.кр.
395 + 273
= 7,32;
91,31
405 + 273
ГПС
𝑇пр
=
= 5,94;
114,18
15
ГСС
𝑃пр
=
= 7,68;
1,95
15
ГПС
𝑃пр
=
= 7,41.
2,02
По графику [2, с. 135] определяем 𝑧ГСС и 𝑧ГПС
ГСС
𝑇пр
=
𝑧ГСС = 1;
𝑧ГПС = 1.
22,4 ∙ (395 + 273) ∙ 1 ∙ (18705 + 4941) ∙ 0,1
м3
=
= 2,40 ;
273 ∙ 3600 ∙ 15
с
22,4 ∙ (405 + 273) ∙ 1 ∙ (15963 + 4941) ∙ 0,1
м3
ВЫХ
𝑉ГПС =
= 2,15 .
273 ∙ 3600 ∙ 15
с
Определяем скорость газопаровой смеси в реакторе по формуле:
𝑉𝑐
𝑊=
,
0,785 ∙ 𝑑 2
ВХ
𝑉ГСС
61
где W – скорость парогазовой смеси в реакторе, м/с; d – диаметр слоя
катализатора, м;
d = 2,8 м.
2,28
м
𝑊=
=
0,37
.
0,785 ∙ 2,82
с
Плотность газопарового потока определяется из соотношения
𝐺
𝜌=
,
3600 ∙ 𝑉𝑐
где G – массовый расход паров ГСС или ГПС, кг/ч
173751
𝜌ГСС =
= 21,2 кг/м3 ;
3600 ∙ 2,28
𝜌ГПС =
116733
кг
= 14,24 3 .
3600 ∙ 2,28
м
𝜌ГСС + 𝜌ГПС
𝜌=
,
2
21,2 + 14,24
кг
= 17,72 3 .
2
м
Для определения вязкости смесей паров ароматических и нафтеновых
углеводородов с парами алканов, алкенов и алкинов можно воспользоваться
формулой Фроста:
𝜌=
𝜇 = 𝑇 ∙ (6,6 − 25,5 ∙ 𝑙𝑔𝑀) ∙ 10−8.
Молярная масса смеси углеводородов может быть найдена как отношение
общей массы газопаровой смеси к общему числу кмолей газопаровой смеси:
ВХ
𝑀ГСС
=
ВХ
ОХЛ
𝐺ГСС
+ 𝐺ЦВСГ
ВХ
ОХЛ
𝑁ГСС
+ 𝑁ЦВСГ
,
173751 + 21229
кг
= 8,25
.
18705 + 4941
кмоль
Находим вязкость паров ГСС на входе в реактор:
ВХ
𝑀ГСС
=
𝜇ГСС = (395 + 273) ∙ (6,6 − 25,5 ∙ 𝑙𝑔8,25) ∙ 10−8 = 3,03 ∙ 10−5 Па∙с;
116733 + 21229
кг
= 6,6
.
15963 + 4941
кмоль
Находим вязкость паров ГПС на выходе из реактора:
ВЫХ
𝑀ГПС
=
𝜇ГПС = (405 + 273) ∙ (6,6 − 25,5 ∙ 𝑙𝑔6,6) ∙ 10−8 = 3,22 ∙ 10−5 Па∙с.
3,03 ∙ 10−5 + 3,22 ∙ 10−5
𝜇=
= 3,13 ∙ 10−5 Па ∙ с.
2
В связи с применением в реакторе Р-1 трех различных катализаторов все
дальнейшие расчёты сведены в таблицу 2.14.
62
Таблица 2.14
Гидравлический расчёт реактора 1
Показатель
NiMo/Al2O3
NiW/AAC- Al2 O3
NiMo/Y- Al2O3
Объём слоя
катализатора, м3
136,3
81,8
54,5
Высота слоя H, м
13,39
8,04
5,36
𝜀
0,45
0,4
0,33
Насыпная пл.
660
720
700
Кажущаяся пл.
1200
1200
1050
𝑑т, мм
5
5
7
𝑙т, мм
𝐹т, м2
7,5
6,9
9,5
157
147,6
285,74
𝑉т, м3
294,38
270,83
730,84
𝑑рш, мм
8,25
8,03
11,18
𝐹рш, м2
214,0
202,4
392,3
𝜓
0,734
0,729
0,728
𝑑,мм
0,006
0,006
0,008
∆𝑃⁄
𝐻
∆𝑃, Па
1804
2899
3827
24164
23298
20502
Порозность катализатора находим по формуле:
𝛾н
𝜀 =1− ,
𝛾к
где γн – насыпная плотность катализатора, кг/м3;
γк – кажущаяся плотность катализатора, кг/м3;
ΔР = (24164+23298+20502) ∙106 = 0,068 МПа.
Потеря напора давления в реакторе не превышает предельно допустимых
0,3 МПа. Из этого можно сделать вывод, что габариты реактора выбраны верно,
в пределах допустимых значений потерь напора.
Для реактора Р-2:
Для определения коэффициента сжимаемости паров ГСС и ГПС
предварительно вычисляем приведенные температуру и давление для ГСС и
ГПС. Расчет представлен в приложении 6 (см. таблицу П6.3 и П6.4).
Рассчитаем приведенные температуру и давление ГСС и ГПС
63
𝑇пр =
𝑃пр =
𝑇
𝑇пс.кр.
;
𝑃
;
𝑃пс.кр.
420 + 273
ГСС
𝑇пр
=
= 8,53;
81,21
435 + 273
ГПС
𝑇пр
=
= 6,78;
104,4
15
ГСС
𝑃пр
=
= 7,65;
1,95
15
ГПС
𝑃пр
=
= 7,29.
2,06
По графику [2, с. 135] определяем 𝑧ГСС и 𝑧ГПС
𝑧ГСС = 1;
𝑧ГПС = 1;
22,4 ∙ (420 + 273) ∙ 1 ∙ (22274 + 6991) ∙ 0,1
м3
=
= 3,08 ;
273 ∙ 3600 ∙ 15
с
22,4 ∙ (435 + 273) ∙ 1 ∙ (18806 + 6991) ∙ 0,1
м3
ВЫХ
𝑉ГПС =
= 2,78 .
273 ∙ 3600 ∙ 15
с
Определяем скорость газопаровой смеси в реакторе:
2,93
м
𝑊=
=
0,32
.
0,785 ∙ 3,42
с
Плотность газопарового потока:
160161
кг
𝜌ГСС =
= 15,19 3 ;
3600 ∙ 2,93
м
136169
кг
𝜌ГСС =
= 12,92 3 ;
3600 ∙ 2,93
м
ρГСС + ρГПС
𝜌ГСС =
;
2
15,19 + 12,92
кг
𝜌ГСС =
= 14,05 3 .
2
м
Молярная масса смеси углеводородов:
160161 + 30035
кг
ВХ
𝑀ГСС
=
= 6,50
.
22274 + 6991
кмоль
Находим вязкость паров ГСС на входе в реактор:
𝜇ГСС = (405 + 273) ∙ (6,6 − 25,5 ∙ 𝑙𝑔6,50) ∙ 10−8 = 3,31 ∙ 10−5 Па∙с;
136169 + 30035
кг
ВЫХ
𝑀ГПС
=
= 6,44
.
18806 + 6991
кмоль
Находим вязкость паров ГПС на выходе из реактора:
ВХ
𝑉ГСС
64
𝜇ГПС = (435 + 273) ∙ (6,6 − 25,5 ∙ 𝑙𝑔6,6) ∙ 10−8 = 3,35 ∙ 10−5 Па∙с;
3,31 ∙ 10−5 + 3,35 ∙ 10−5
𝜇=
= 3,33 ∙ 10−5 Па ∙ с.
2
В связи с применением в реакторе 2 трёх различных катализаторов все
дальнейшие расчёты сведены в таблицу 2.15.
Таблица 2.15
Гидравлический расчёт реактора 2
Показатель
NiMo/Al2O3
NiW/AAC-Al2O3
NiMo/Y-Al2O3
NiMo/Y-Al2O3
91,8
183,7
91,8
91,8
6,63
13,26
6,63
6,63
𝜀
0,45
0,4
0,33
0,33
Насыпная пл.
660
720
700
700
Кажущаяся
пл.
1200
1200
1050
1050
𝑑,мм
0,006
0,006
0,008
0,008
∆𝑃⁄
𝐻
1347
2164
2811
2811
∆𝑃, Па
8932
28704
18644
18644
Объём слоя
катализатора,
м3
Высота слоя
H, м
ΔР = (8932+28704+18644∙2) ∙106 = 0,075 МПа.
Потеря напора давления в реакторе не превышает предельно допустимых
0,3 МПа. Из этого можно сделать вывод, что габариты реактора выбраны верно,
в пределах допустимых значений потерь напора.
2.5.6 Механический расчет толщины корпуса и днища аппарата
Расчетная толщина стенки корпуса реактора будем вести по формуле
p∙D
S=
+c
2∙φ∙[σ]-P
где p – расчетное давление, МПа;
D – внутренний диаметр, мм;
с – общая прибавка на коррозию, мм;
[σ] − допускаемое напряжение, МПа;
φ − коэффициент прочности сварного шва.
Расчетное давление для колонных аппаратов принимаем с учетом рабочего
и гидростатического давления
p = pрабочее + pгидростатическое
65
Допускаемое напряжение определяется по формуле
[σ]=η·σ*
где 𝜂 − поправочный коэффициент равный 0,9-1,0;
σ* − нормативно допускаемое напряжение.
Примем поправочный коэффициент равный 0,9.
Для стали 12Х18Н10Т согласно ГОСТ 34233.1-2017 при рабочей
температуре 430 °С нормативно допускаемое напряжение равно 134 МПа.
Согласно ГОСТ 14249-89 определяются все прочностные расчеты.
Следовательно, допустимое напряжение будет равно
[σ] = 0,95·134 = 127,3 МПа.
Коэффициент прочности сварного шва φ зависит от типа сварки. Для
автоматической сварки значение φ=1.
Общая прибавка на коррозию рассчитывается по формуле
с=с1+с2+ с3,
где с1 – прибавка на коррозию;
с2 – прибавка на допуск листа;
с3 – конструктивная прибавка.
Прибавка на коррозию с1 зависит от срока эксплуатации аппарата,
скорости коррозии τ и рассчитывается по формуле
с1=v·τ.
Обычно срок службы аппаратов составляет 10-15 лет, а скорость коррозии
составляет 0,1-0,2 мм/год.
с1=15·0,1=1,5 мм.
Прибавка на допуск листа с2 лежит в интервале 0,4-0,8 мм. Принимаем
прибавку на допуск листа равной 0,8 мм.
с = 1,5 + 0,8 + с3.
Для реактора Р-2 толщина стенки равна
15∙4200
S1 =
+2,3+с3 =263,2+с3 .
2∙1∙127,3-15
Примем толщину стенки аппарата равную 265,0 мм. Тогда конструктивная
прибавка с3 равна
с3=265,0-263,2=1,8 мм.
Определим допускаемое давление при принятой толщине стенки по
формуле
2∙[σ]∙φ∙(S-c1 -c2 )
p1 =
;
D+S-c1 -c2
2∙127,3∙1∙(265,0-1,5-0,8)
p1 =
=15,16 МПа.
4200+265,0-1,5-0,8
Следовательно, реактор Р-2 способен выдерживать рабочее давление.
Для реактора Р-1 толщина стенки равна
15∙3600
S2 =
+2,3+с3 =224,7+с3 .
2∙1∙127,3-15
Примем толщину стенки аппарата равную 227 мм. Тогда конструктивная
прибавка с3 равна
66
с3=227-224,7=2,3 мм.
Определим допускаемое давление при принятой толщине стенки по
формуле
2∙127,3∙1∙(227-1,5-0,8)
p2 =
=15,19 МПа.
3600+227-1,5-0,8
Следовательно, реактор Р-1 способен выдерживать рабочее давление.
2.5.7 Расчет узла сепарации ГПС
Целью расчета является определение состава паровой и жидкой фаз в
условиях однократного испарения, составление материального баланса и
определение размеров сепаратора.
Расчёт горячего сепаратора высокого давления:
Условия проведения горячей сепарации:
—
Температура – 280 °С.
—
Давление – 10,0 МПа.
В приложении 7 представлен состав и расход газопродуктовой смеси на
входе в сепаратор С-1 (см. таблицу П7.1).
В газосепараторе осуществляется процесс однократного испарения.
Основные уравнения однократного испарения, на основании которых
определяем состав газовой и жидкой фаз, выглядят следующим образом:
– для жидкой фазы 𝑥𝑖 =
𝛼𝑖
1+𝑒∙(𝐾𝑖 −1)
;
– для паровой фазы 𝑦𝑖 = 𝑥𝑖 ∙ 𝐾𝑖 ,
где xi – мольная концентрация компонента жидкой фазы; yi – мольная
концентрация компонента паровой фазы;
αi – мольная концентрация компонента исходной смеси; e – мольная доля
отгона;
Ki – константа фазового равновесия компонента.
Результаты расчета состава фаз на выходе из сепаратора представлены в
таблицу П7.2.
Расчет материального баланса однократного испарения газожидкостной
смеси в газосепараторе ведем в следующей последовательности.
Рассчитаем число кмолей газовой фазы по формуле
𝑁 ГФ = 𝑒 ∙ 𝑁 ГЖС ,
где NГФ – число кмолей газовой фазы, кмоль/ч;
NГЖС – число кмолей сырья – газожидкостной смеси, кмоль/ч;
е – мольная доля отгона.
Рассчитаем число кмолей жидкой фазы по формуле
𝑁 ЖФ = (1 − 𝑒) ∙ 𝑁 ГЖС ,
где NЖФ – число кмолей жидкой фазы, кмоль/ч;
Рассчитаем число кмолей каждого компонента газовой фазы по формуле
𝑁𝑖ГФ = 𝑦𝑖 ∙ 𝑁 ГФ ,
67
NiГФ
– число кмолей газовой фазы, кмоль/ч;
уi – мольная концентрация компонента в газовой фазе.
Рассчитаем число кмолей каждого компонента жидкой фазы по формуле
𝑁𝑖ЖФ = 𝑥𝑖 ∙ 𝑁 ЖФ ,
где NiЖФ – число кмолей компонента жидкой фазы, кмоль/ч;
хi – мольная концентрация компонента в жидкой фазе.
Рассчитаем массу каждого компонента газовой фазы по формуле
𝐺𝑖ГФ = 𝑀𝑖 ∙ 𝑁𝑖ГФ ,
где 𝐺𝑖ГФмасса компонента газовой фазы, кг/ч;
Мi – молярная масса компонента, кг/кмоль.
Рассчитаем массу каждого компонента жидкой фазы по формуле
𝐺𝑖ЖФ = 𝑀𝑖 ∙ 𝑁𝑖ЖФ ,
где масса компонента жидкой фазы, кг/ч.
Затем определяем сумму масс газовой и жидкой фаз. Результаты расчетов
представлены в таблице П7.3.
Рассчитываем сечение горизонтального газосепаратора по формуле:
𝑉п
𝑆𝑐 =
0,5 ∙ 𝑊доп
где Sc – сечение сепаратора, м2;
Vп – объемный расход газовой или газопаровой смеси, м 3/с;
0,5 – коэффициент заполнения жидкостью вертикального сепаратора;
Wдоп – допустимая линейная скорость газовой фазы в сепараторе, м/с.
Объемный расход газовой или газопаровой фазы рассчитаем по формуле
22,4 ∙ 𝑁 ГФ ∙ (𝑡 + 273) ∙ 𝑧 ∙ 0,1
𝑉п =
,
273 ∙ 3600 ∙ 𝑃
где NГФ – число кмолей газовой фазы, кмоль/ч;
t – температура в сепараторе, ˚С;
0,1 – атмосферное давление, МПа;
Р – давление в сепараторе, МПа;
z – коэффициент сжимаемости.
Для этого рассчитаем критические параметры парогазовой фазы ГПС.
Расчёт представлен в таблице П7.4.
553
𝑇пр =
= 9,4;
59
10
= 4,83.
2,07
По графику [2, c. 135] находим, что z = 1.
22,4 ∙ 31604 ∙ (280 + 273) ∙ 1 ∙ 0,1
м3
𝑉п =
= 2,7 .
273 ∙ 3600 ∙ 10
с
Допустимую линейную скорость газового потока определим по уравнению
𝑃пр =
68
𝜌ж
𝑊доп = 0,0334 ∙ √ ,
𝜌п
где ρж – плотность жидкой фазы при температуре в сепараторе, кг/м 3;
ρп – плотность газовой фазы в сепараторе, кг/м3.
Плотность жидкой фазы рассчитываем по формуле
𝐺ЛБ + 𝐺ТБ + 𝐺РТ + 𝐺ДТ + 𝐺ГО ВГ
𝜌ж =
,
𝐺ЛБ 𝐺ТБ 𝐺РТ 𝐺ДТ 𝐺ГО ВГ
+
+
+
+
𝜌ЛБ 𝜌ТБ 𝜌РТ 𝜌ДТ 𝜌ГО ВГ
где GЛБ, GТБ, GPТ, GДТ и GГО ВГ – массовый расход легкого бензина, тяжелого
бензина, реактивного топлива, дизельного топлива и ГО ВГ соответственно в
жидкой фазе сепаратора, кг/ч;
ρЛБ, ρТБ, ρРТ, ρДТ и ρГОВГ – плотность легкого бензина, тяжелого бензина,
дизельного топлива и ГО ВГ соответственно, кг/м3;
14570 + 19795 + 50098 + 116318 + 407157
кг
𝜌ж =
= 729,8 3.
14570 19795 50098 116318 407157
м
+
+
+
+
438,2
554,7
633,2
694,8
770,8
Плотность нефтепродуктов при температуре в сепараторе определим по
уравнению
𝜌 𝑡 = 𝜌0 − 𝛼 ∙ (𝑡 − 20),
где ρж – плотность жидкой фазы при температуре в сепараторе, кг/м 3;
ρо – плотность жидкой фазы при 20 ˚С, кг/м3;
t – температура в сепараторе, ˚С; t = 280˚С;
α – температурная поправка [2, c. 136];
Плотность газовой или газопаровой фазы найдем из соотношения
𝐺 ГФ
𝜌п =
,
3600 ∙ 𝑉п
где GГФ – массовый расход газовой (газопаровой фазы), кг/ч;
GГФ = 160282 кг/ч.
178346
кг
𝜌п =
= 18,3 3 ;
3600 ∙ 2,7
м
729,8
м
𝑊доп = 0,0334 ∙ √
= 0,21 ;
18,3
с
2,7
∙= 26,01 м2.
0,5 ∙ 0,21
Зная сечение газосепаратора, рассчитываем его диаметр по формуле
𝑆𝑐 =
𝑑=√
4 ∙ 𝑆𝑐
,
𝜋
69
где dc – диаметр сепаратора, м;
4 ∙ 26,01
𝑑=√
= 5,76 м.
3,14
Применять сепаратор с таким диаметром на заводе нецелесообразно, так как
он будет очень металлоёмким вследствие необходимости поддержания в нём
высокого давления. Логичным будет использовать 3 параллельно включенных
сепаратора
2,7
м3
𝑉п =
= 0,9 ;
3
с
0,9
𝑆𝑐 =
∙= 8,67 м2 ;
0,5 ∙ 0,21
𝑑=√
4 ∙ 8,67
= 3,32 м.
3,14
В [2, c. 136] выбираем диаметр сепаратора. Он равен 3400 мм.
Объемный расход жидкой фазы определяем из соотношения:
𝑔жф
𝑉жф = 𝑡
,
𝜌ж ∙ 60 ∙ 4
где gжф – массовый расход жидкой фазы, кг/ч;
𝜌ж𝑡 - плотность жидкой фазы при температуре t, кг/м 3;
615726
м3
𝑉жф =
= 3,52
.
729,8 ∙ 60 ∙ 4
мин
Тогда линейную скорость движения жидкой фазы определяем по формуле:
𝑉жф
3,52
м
𝑊жф =
=
= 0,81
.
0,5 ∙ 𝑆𝑐 0,5 ∙ 8,67
мин
По формуле определяем длину горизонтального сепаратора:
𝑙 = 𝜏 ∙ 𝑊жф = 10 ∙ 0,81 = 8,1 м.
С помощью расчетов установлено, что диаметр каждого из четырёх
параллельно включенных сепараторов должен быть не менее 3,4 м, а длина
сепаратора – не менее 8,1 м.
Расчёт холодного сепаратора высокого давления. Условия проведения
сепарации:
—
Температура – 50 °С.
—
Давление – 9,8 МПа.
В приложении 7 (см. таблицу П7.5) представлен состав и расход
газопродуктовой смеси на входе в сепаратор С-2. Результаты расчета состава
фаз на выходе из сепаратора представлены в таблице П7.6.
Расчет материального баланса однократного испарения газожидкостной
смеси в газосепараторе представлен в таблице П7.7.
Для определения коэффициента сжимаемости рассчитаем критические
параметры парогазовой фазы ГПС. Расчёт представлен в таблице П7.8.
70
По графику [2, c. 135] находим, что z = 1,0.
22,4 ∙ 31421 ∙ (50 + 273) ∙ 1 ∙ 0,1
м3
𝑉п =
= 1,61 .
273 ∙ 3600 ∙ 10
с
Плотность жидкой фазы рассчитываем по формуле
1438 + 1469 + 3573 + 7912 + 14938
кг
𝜌ж =
= 853,6 3 ;
1438 1469 3573 7912 14938
м
+
+
+
+
641,5 718,6 771,9 814,4 867,4
853,6
м
𝑊доп = 0,0334 ∙ √
= 0,19 ;
3,14
с
1,58
∙= 16,78 м2 .
0,5 ∙ 0,19
Зная сечение газосепаратора, рассчитываем его диаметр по формуле
𝑆𝑐 =
𝑑=√
4 ∙ 16,78
= 4,62 м.
3,14
Применять сепаратор с таким диаметром на заводе нецелесообразно, так как
он будет очень металлоёмким вследствие необходимости поддержания в нём
высокого давления. Логичным будет использовать 6 параллельно включенных
сепараторов:
1,61
м3
𝑉п =
= 0,27 ;
6
с
0,27
𝑆𝑐 =
∙= 2,85 м2 ;
0,5 ∙ 0,19
4 ∙ 2,85
𝑑=√
= 1,9 м.
3,14
В [2, c. 136] выбираем диаметр сепаратора. Он равен 2000 мм.
31421
м3
𝑉жф =
= 0,18
.
853,6 ∙ 60 ∙ 4
мин
Тогда линейную скорость движения жидкой фазы определяем по формуле:
𝑉жф
0,18
𝑊жф =
=
= 0,12 м/мин.
0,5 ∙ 𝑆𝑐 0,5 ∙ 2,85
По формуле определяем длину горизонтального сепаратора:
𝑙 = 𝜏 ∙ 𝑊жф = 35 ∙ 0,12 = 4,35 м.
С помощью расчетов установлено, что диаметр каждого из шести
параллельно включенных сепараторов должен быть не менее 2 м, а длина
сепаратора – не менее 4,35 м.
Расчёт горячего сепаратора низкого давления. Условия проведения
горячей сепарации:
— Температура – 270 °С.
— Давление – 0,5 МПа.
71
В приложении 7 (см. таблицу П7.9) представлен состав и расход
газопродуктовой смеси на входе в сепаратор С-3.
Результаты расчета состава фаз на выходе из сепаратора представлены в
таблице П7.10.
Расчет материального баланса однократного испарения газожидкостной
смеси в газосепараторе представлен в таблице П7.11.
Определим коэффициент сжимаемости. Для этого рассчитаем критические
параметры парогазовой фазы ГПС. Расчёт представлен в таблице П7.12.
543
𝑇пр =
= 5;
109,5
0,5
𝑃пр =
= 0,2.
2,456
По графику [2, c. 135] находим, что z = 1
22,4 ∙ 722 ∙ (270 + 273) ∙ 1 ∙ 0,1
м3
𝑉п =
= 1,8 ,
273 ∙ 3600 ∙ 0,5
с
14275 + 19451 + 49371 + 114797 + 406918
кг
𝜌ж =
= 722,6 3 .
14275 19451 49371 114797 406918
м
+
+
+
+
438,2
554,7
633,2
694,8
770,8
9663
кг
𝜌п =
= 1,5 3 .
3600 ∙ 1,8
м
722,6
𝑊доп = 0,0334 ∙ √
= 0,74 м/с.
1,5
𝑆𝑐 =
1,8
∙= 4,93 м2.
0,5 ∙ 0,74
𝑑=√
4 ∙ 4,93
= 2,51 м.
3,14
В [2, c. 136] выбираем диаметр сепаратора. Он равен 2600 мм.
Объемный расход жидкой фазы:
606063
м3
𝑉жф =
= 3,49
.
722,6 ∙ 60 ∙ 4
мин
Тогда линейную скорость движения жидкой фазы определяем по формуле:
𝑉жф
3,49
=
= 1,42 м/мин.
0,5 ∙ 𝑆𝑐 0,5 ∙ 4,93
По формуле определяем длину горизонтального сепаратора:
𝑙 = 𝜏 ∙ 𝑊жф = 10 ∙ 1,42 = 14,2 м
Расчёт холодного сепаратора низкого давления С-4. Условия проведения
сепарации:
—
Температура – 50 °С.
—
Давление – 0,5 МПа.
В приложении 7 (см. таблицу П7.13)
представлен состав и расход
𝑊жф =
72
газопродуктовой смеси на входе в сепаратор С-4.
Результаты расчета состава фаз на выходе из сепаратора представлены в
таблице П7.14.
Расчет материального баланса однократного испарения газожидкостной
смеси в газосепараторе представлен в таблице П7.15.
Определим коэффициент сжимаемости. Для этого рассчитаем критические
параметры парогазовой фазы ГПС. Расчёт представлен в таблице П7.16.
323
𝑇пр =
= 1,2;
154,3
0,5
𝑃пр =
= 0,1.
2,87
По графику [2, c. 135] находим, что z = 1.
22,4 ∙ 15 ∙ (50 + 273) ∙ 1 ∙ 0,1
м3
𝑉п =
= 0,05 ;
273 ∙ 3600 ∙ 0,4
с
1367 + 1460 + 3571 + 7910 + 14935
кг
𝜌ж =
= 829,1 3 .
1367 1460 3571 7910 14935
м
+
+
+
+
641,5 718,6 771,9 814,4 867,4
Плотность газовой или газопаровой фазы найдем из соотношения
592
кг
𝜌п =
= 5,2 3 ;
3600 ∙ 0,03
м
829,1
м
𝑊доп = 0,0334 ∙ √
= 0,42 ;
5,2
с
0,03
= 0,24 м2.
0,5 ∙ 0,54
Зная сечение газосепаратора, рассчитываем его диаметр по формуле
𝑆𝑐 =
4 ∙ 0,24
𝑑=√
= 0,56 м.
3,14
В [2, c. 136] выбираем диаметр сепаратора. Он равен 600 мм. Объемный
расход жидкой фазы определяем
30014
м3
𝑉жф =
= 0,18
.
829,1 ∙ 60 ∙ 4
мин
Тогда линейную скорость движения жидкой фазы определяем по формуле:
𝑉жф
0,18
𝑊жф =
=
= 1,46 м/мин.
0,5 ∙ 𝑆𝑐 0,5 ∙ 0,24
По формуле определяем длину горизонтального сепаратора:
𝑙 = 𝜏 ∙ 𝑊жф = 10 ∙ 1,46= 14,6 м.
С помощью расчетов установлено, что диаметр сепаратора должен быть не
менее 0,6 м, а длина сепаратора – не менее 14,6 м.
73
2.5.8 Расчет сырьевых теплообменников «ГСС-ГПС»
Для определения температуры смеси сырья на входе в Т-1 «ГСС-ГПС»
необходимо определить температуру смешения сырья, ЦВСГ и СВСГ.
Исходные данные для расчета:
- Расход сырья Gс = 352469 кг/ч;
- Расход ЦВСГ GЦВСГ = 62721 кг/ч;
- Расход СВСГ GСВСГ = 6808 кг/ч.
- Температура сырья – 100 ˚С;
- Температура ЦВСГ – 50 ˚С;
- Температура СВСГ – 50 ˚С;
Температуру смешения данных компонентов находят в следующей
последовательности:
сначала определяют количество теплоты (Qсм),
пришедшее с
компонентами в узел смешения при их температурах:
𝑄см = 𝐺с ∙ ℎс + 𝐺ЦВСГ ∙ 𝐻ЦВСГ + 𝐺СВСГ ∙ 𝐻СВСГ .
- затем задаются двумя температурами (t 1 и t2) в пределах ожидаемых её
значений и находят количество теплоты смеси компонентов при этих
температурах:
- при температуре t1
𝑡
𝑡
𝑡1
𝑡1
𝑄см1 = 𝐺с ∙ ℎ𝑐1 + 𝐺с ∙ 𝐻ЦВСГ
+ 𝐺с ∙ 𝐻СВСГ
;
- при температуре t2
𝑡
𝑡
𝑡
𝑡
2
2
𝑄см2 = 𝐺с ∙ ℎ𝑐2 + 𝐺с ∙ 𝐻ЦВСГ
+ 𝐺с ∙ 𝐻СВСГ
;
- затем строят вспомогательный график в координатах Q см - tсм и с его
помощью находят искомую температуру.
Определим количество теплоты, пришедшее с компонентами в узел
смешения:
Qсм = 352469 ∙ 195,5 + 62721 ∙ 4465 + 6808 ∙ 2125 = 238 МДж/ч.
Зададимся t1 = 60 ˚С и t2 = 80 ˚С.
ℎ𝑐60 = 117,3 кДж/кг;
ℎ𝑐60 = 156,4 кДж/кг;
60
𝐻ЦВСГ
= 5358,8 кДж/кг;
60
𝐻ЦВСГ
= 7145,0 кДж/кг. Рассчитаем Qсм при t1 = 60 ˚С:
Qсм = 352469 ∙ 117,3 + 62721 ∙ 5358,8 + 6808 ∙ 588,6 = 237 МДж/ч.
Рассчитаем Qсм при t2 = 80 ˚С:
Qсм = 352469 ∙ 156,4+ 62721 ∙ 7145,0 + 6808 ∙ 1177,1 = 317 МДж/ч.
Находим температуру смешения компонентов с помощью функций ПЭВМ.
Она равна 58,7 ˚С.
Расчет теплообменника Т-1 «ГСС-ГПС». Газосырьевая смесь перед входом
в печь П-1 нагревается в теплообменнике за счет тепла газопродуктовой смеси,
74
выходящей из реактора 1.
Исходные данные для расчета:
Расход газосырьевой смеси GГСС = 377629 кг/ч, в том числе:
- сырье – 352469 кг/ч;
- ЦВСГ – 62721 кг/ч, СВСГ – 6808 кг/ч;
Расход газопродуктовой смеси GГПС = 421998 кг/ч, в том числе:
- легкий бензин – 5024 кг/ч;
- тяжелый бензин – 6530 кг/ч;
- реактивное топливо – 16376 кг/ч;
- дизельное топливо – 37675кг/ч;
- ГО ВГ – 343 кг/ч;
- сероводород – 3198 кг/ч;
- ЦВСГ – 62721 кг/ч;
- УВГ – 1400 кг/ч.
Схема теплообмена:
ГСС: 58,7 0С t
ГПС: 280 0С 405 0С
Материальный баланс однократного испарения ГПС при 280˚С представлен
в приложении 8 (см. таблицу П8.1).
Материальный баланс однократного испарения ГПС при 405˚С представлен
в таблице П8.2.
Температуру нагрева ГСС определяем из теплового баланса
теплообменника:
𝑄прих = 𝑄расх ,
где 𝑄прих - количество тепла, переданного ГПС, кДж/ч;
𝑄расх - количество тепла, принятого ГСС, кДж/ч;
Количество передаваемого тепла в теплообменнике найдем по формуле
ГПС
𝑄пер
= [Σ(𝐺𝑖405 ∙ 𝐻𝑖405 + 𝑔𝑖405 ∙ ℎ𝑖405 ) − Σ(𝐺𝑖280 ∙ 𝐻𝑖280 + 𝑔𝑖280 ∙ ℎ𝑖280 )] ∙ 𝜂,
где 𝐺𝑖405 – расход компонента в парах при 405 ˚С, кг/ч;
𝑔𝑖405 – расход компонента в жидкой фазе при 405 ˚С, кг/ч;
𝐺𝑖280 – расход компонента в парах при 280 ˚С, кг/ч;
𝑔𝑖280 - расход компонента в жидкой фазе при 280 ˚С, кг/ч;
𝐻𝑖405 – энтальпия компонента в парах при 405 ˚С, кДж/кг;
ℎ𝑖405 – энтальпия компонента в жидкой фазе при 405 ˚С, кДж/кг;
𝐻𝑖280 – энтальпия компонента в парах при 280 ˚С, кДж/кг;
ℎ𝑖280 – энтальпия компонента в жидкой фазе при 280 ˚С, кДж/кг;
η – коэффициент использования теплоты; η = 0,95.
75
ГПС
𝑄пер
= [(1504 ∙ 1210,8 + 5095 ∙ 1044,4 − 759 ∙ 1094,2 − 5840 ∙
904,2) + (3460 ∙ 1150,2 + 17573 ∙ 992,8 − 1677 ∙ 1032,4 − 19355 ∙
859,5) + (4002 ∙ 1139,8 + 40652 ∙ 938,1 − 2894 ∙ 1029,3 − 41759 ∙
812,1) + (15707 ∙ 1086,7 + 227956 ∙ 890,1 − 8161 ∙ 977,9 − 235502 ∙
771,0) + 3452 ∙ (434,9 − 380,1) + 159 ∙ (2090,0 − 1970,0) + 66871 ∙
(2757,7 − 2469,0) + 5324 ∙ (1105,4 − 1007,4)] ∙ 0,95 = 57,42
МДж
ч
.
Количество тепла, принятого ГСС, определяется по формуле
ГСС
𝑄пр
= Σ(𝐺𝑖𝑡 ∙ 𝐻𝑖𝑡 + 𝑔𝑖𝑡 ∙ ℎ𝑖𝑡 ) − Σ(𝐺𝑗58,7 ∙ 𝐻𝑗58,7 + 𝑔𝑗58,7 ∙ ℎ𝑗58,7),
где 𝑔𝑗58,7 – энтальпия компонента в жидкой фазе при 58,7 ˚С, кДж/кг;
𝐻𝑗58,7 – энтальпия компонента при 58,7 ˚С, кДж/кг;
𝐺𝑖𝑡 – расход паров компонента при температуре tx, кг/ч;
𝑔𝑖𝑡 – расход компонента в жидкой фазе при температуре t x, кг/ч;
𝐻𝑖𝑡 – энтальпия паров компонента при tx, кДж/кг;
ℎ𝑖𝑡 – энтальпия компонента в жидкой фазе при tx, кДж/кг.
Для нахождения температуры tх необходимо построить зависимость
𝑄расх = 𝑓(𝑡)
Задаемся tх = 300 ˚С и tх = 400 ˚С.
Материальный баланс однократного испарения ГСС при 300 ˚С
представлен в таблице П8.3.
Материальный баланс однократного испарения ГСС при 400 ˚С
представлен в таблице П8.4.
Рассчитаем Qрасх при t1 = 300 ˚С:
ГСС
𝑄расх = 30367 ∙ 888,7 + 291485 ∙ 677,7 − 321852 ∙ 136,2 + 52745
∙ (2239,9 − 543,5) + 3032 ∙ (4286,4 − 1045,4) = 399 МДж/ч.
Рассчитаем Qрасх при t2 = 400 ˚С:
ГСС
𝑄расх = 132371 ∙ 1160,0 + 189481 ∙ 973,4 − 321852 ∙ 136,2 + 52745
∙ (2961,6 − 543,5) + 3032 ∙ (5725,4 − 1045,4) = 531 МДж/ч.
С помощью функций ПЭВМ рассчитаем tx. Она равна 153,9 ˚С. Схема
теплообмена:
ГСС: 58,7 0С 153,9 0С
ГПС: 280 0С 405 0С
Δtб = 251 ˚С; Δtм = 221 ˚С.
Так как отношение ∆tб < 2, то найдем среднюю разницу температур по
уравнению:
Δ𝑡б + Δ𝑡м
Δ𝑡ср =
2
76
Рассчитаем поверхность теплообмена по формуле:
𝑄
𝐹=
,
𝐾 ∙ Δ𝑡ср
где К – коэффициент теплопередачи; К = 250 Вт/(м2 ∙˚С) [2, с. 137].
206706775
𝐹=
= 3500 м2 .
250 ∙ 234,8
2.5.9. Расчет печи нагрева ГСС по укрупненным показателям
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, низшей теплоты сгорания
топлива, коэффициента полезного действия и расхода топлива.
Исходные данные для расчета печи для нагрева сырья:
- Топливо – газообразное следующего состава: CH4 – 1,0%, C2H6 – 4,0%,
C3H8 – 25,0%, i-C4H10 – 44,0%, n-C4H10 – 26,0% (% мас.)
- Расход ГСС – 421998 кг/ч;
в том числе: сырье – 352469 кг/ч, ЦВСГ –62721 кг/ч, СВСГ – 6808 кг/ч;
- Температура газосырьевой смеси – 153,9 ˚С;
- Температура выхода – 395 ˚С.
Материальный баланс однократного испарения при t = 153,9 ˚C и Р = 15,0
МПа представлен в приложении 9 (см. таблицу П9.1).
Материальный баланс однократного испарения при t = 395 ˚C и Р = 15,0 МПа
представлен в таблице П9.2.
Полезная тепловая мощность печи определяется по формуле
𝑄полезн = Σ(𝐺𝑖395 ∙ 𝐻𝑖395 + 𝑔𝑖395 ∙ ℎ𝑖395 ) − Σ(𝐺𝑗153,9 ∙ 𝐻𝑗153,9 + 𝑔𝑗153,9 ∙ ℎ𝑗153,9 ) =
= (69710 ∙ 1020,3 + 252142 ∙ 821,2 − 1863 ∙ 554,2 − 319989 ∙ 316,0) +
+ 52745 ∙ (2621,7 − 1162,4) + 3032 ∙ (5004,8 − 2243,8) = 440 МДж/ч.
Примем КПД η = 0,8.
Полную тепловую мощность печи вычислим по формуле
𝑄полезн 440126183
МДж
𝑄полн =
=
= 550
.
η
0,8
ч
Низшая теплота сгорания газообразного топлива может быть рассчитана
по правилу аддитивности:
𝑛
𝑄𝑝н = ∑ ̅̅̅̅
𝑄𝑝н𝑖 ∙ 𝑦̅,𝑖
𝑖=1
где ̅̅̅̅
Qнpi – теплота сгорания компонентов топлива, МДж/кг [15, с. 148];
𝑦̅𝑖 - массовая доля компонентов сырья.
𝑄𝑝н = 0,01 ∙ 50,08 + 0,04 ∙ 47,55 + 0,25 ∙ 46,42 + 0,44 ∙ 45,96 +
+ 0,26 ∙ 45,79 = 48
кДж
кг
.
77
Расход газообразного топлива определяется по формуле
𝑄полн 550,158 ∙ 103
кг
𝐵= н
=
= 14318,5 .
𝑄𝑝 ∙ η
48 ∙ 0,8
ч
Определим количество теплоты, воспринимаемое сырьём через трубы
конвекционной камеры печи по формуле:
𝑄𝑘 = 0,25 ∙ 𝑄полн = 137 МДж/ч.
Определим количество теплоты, воспринимаемое сырьём через трубы
радиантной камеры по формуле:
𝑄р = 𝑄полн − 𝑄к = 413 МДж/ч.
Поскольку теплонапряженность конвекционных и радиантных труб
различается, площадь их поверхности будем считать отдельно. Согласно
справочным данным, теплонапряженность (К) радиантных труб может
составлять 45-60 кВт/м2, а конвекционных – 10-25 кВт/м2. При этом 1кВт по
системе СИ равен 3600 кДж/ч. Исходя из этих данных, рассчитаем поверхности
труб радиантной и конвекционной секций и суммарную площадь поверхности
труб печи:
𝐹𝑝 =
𝑄𝑝 413000000
=
= 2012 м2 ;
𝐾
57 ∙ 3600
𝐹𝑘 =
𝑄𝑘 137000000
=
= 1661 м2;
𝐾
23 ∙ 3600
𝐹общ = 𝐹𝑝 + 𝐹𝑘 = 2012 + 1661 = 3672 м2 .
2.5.10 Расчет
холодильника
воздушного
конденсатора-холодильника
и
водяного
Производим расчет АВО-1, в котором газопаровая фаза охлаждается с 150
до 100 0С.
Температура ГПС на входе в холодильник – 150 0С;
температура ГПС на выходе из холодильника – 100 0С.
Схема теплообмена:
ГПС
150 0С
100 0С
55 0C
Воздух
25 0С
Количество теплоты газожидкостной смеси при 150 0С и при 100 0С
соответственно на входе и на выходе в АВО-1 представлено в приложении 10
(см. таблицу П10.1 и П10.2).
Количество теплоты, которое отводится определяем по формуле:
150
100
100
Q расх = Q150
пар + Q жид − (Q пар + Q жид ) = 410198 + 8251 − 364109 − 5908 = 48432 МДж⁄ч.
Определим необходимую поверхность аппарата:
78
F=
Q расх
,
K ⋅ 𝛥t ср
где К— коэффициент теплопередачи, принимаем по литературным данным;
К=470 кДж/(м2 ч 0С);
0
t ср - средний температурный напор в аппарате, С.
𝛥t б = 150 − 55 = 95 0 C;
𝛥t м = 100 − 25 = 75 0С.
𝛥tб
95
Так как 𝛥t
= 75 = 1,3 < 2 средний температурный напор находим по формуле
м
[9]
𝛥t ср =
F=
𝛥t б + 𝛥t м 95 + 75
=
= 85 ℃;
2
2
Q расх
48432 ⋅ 103
=
= 1212 м2 .
К ⋅ 𝛥t ср
85 ⋅ 470
Принимаем к установке аппарат воздушного охлаждения АВО-1 (ТУ 26-021089-88).
Расчет ВХ-1. Производим расчет водяного холодильника ВХ-1,
предназначенного для конденсации и охлаждения газопаровой фазы, выходящей
из АВО-1, в котором газопаровая фаза охлаждается со 100 0С до 50 0С.
Расчет количества теплоты газожидкостной смеси при 50 0С
соответственно на входе в АВО-1 и на выходе из него представлен в таблице
П10.3. Количество теплоты, которое отводится, определяем по формуле:
100
50
50
Q расх = Q100
пар + Q жид − (Q пар + Q жид ) = 364109 + 5908 − 292059 − 3363 =
= 74596 МДж⁄ч.
Определим необходимую поверхность аппарата:
Q расх
F=
,
K ⋅ 𝛥t ср
где К— коэффициент теплопередачи, принимаем по литературным данным
[13] 630 кДж/(м2 ч 0С);
t ср- средний температурный напор в аппарате, 0С.
Схема теплообмена:
1000С
ГПС
50 0С
550C
Вода
30 0С
𝛥t б = 100 − 55 = 450 C;
𝛥t м = 50 − 30 = 200 C.
Так как
формуле [9]
𝛥tб
𝛥tм
=
45
20
= 2,3 > 2 средний температурный напор находим по
79
𝛥t ср =
𝛥t б − 𝛥t м
= 33 0 C;
𝛥t б
2,3𝑙𝑔
𝛥t м
Q расх
74596 ⋅ 103
F=
=
= 3643,3 м2 .
К ⋅ 𝛥t ср
630 ⋅ 33
2.5.11 Материальный баланс колонны фракционирования катализата
Нестабильный гидрогенизат, получаемый при сепарации продуктов
реакции, включает гидроочищенный вакуумный газойль, а также компоненты
дизельного и реактивного топлив, бензин и газы реакции.
Стабилизацию
нестабильного
гидрогенизата
осуществляют
в
ректификационной колонне, с верха которой отводится углеводородный газ и
сероводород, а снизу – стабильный гидрогенизат. Стабильный гидрогенизат
затем направляется в колонну фракционирования. Ниже представлен
материальный баланс колонны стабилизации (см. таблицу 2.16).
Таблица 2.16
Материальный баланс колонны стабилизации
Статьи баланса
Поступило:
Нестабильный гидрогенизат
Итого:
Получено:
Газы
Бензин-отгон
Стабильный гидрогенизат
Потери
Итого:
% мас.
Расход, кг/час
100,00
100,00
638135
638135
0,37
0,29
99,24
0,10
100,00
2361
1851
633285
638
638135
Материальный баланс колонны фракционирования рассчитывается в
соответствии с материальным балансом колонны стабилизации. Материальный
баланс колонны фракционирования представлен в таблице 2.16.
Таблица 2.16
Материальный баланс колонны фракционирования (К-4)
Взято:
Стабильный гидрогенизат
Итого
Получено:
УВГ
28-70 ℃
70-180 ℃
180-240 ℃
240-360 ℃
>360 ℃
Итого
кг/ч
633285
633285
%мас на сырье колонны
100,00
100,00
%мас на нефть
43,06
43,06
274
13900
20914
53142
123371
421685
633285
0,04
2,19
3,30
8,39
19,48
66,59
100,00
0,02
0,95
1,42
3,61
8,39
28,67
43,06
80
2.5.12 Лабораторный контроль качества сырья, получаемой продукции,
газов
Лабораторный контроль качества сырья, получаемой продукции, газов
представлен в приложении 11 (см. таблицу П11.1).
81
3. МЕРОПРИЯТИЯ ПО БЕЗОПАСНОЙ ЭКСПЛУАТАЦИИ УСТАНОВКИ.
3.1 Анализ опасных и вредных производственных факторов, возникающих
при ведении процесса
Производство товарных топлив на комбинированной установке
гидрокрекинга является пожаро- и взрывоопасным.
Опасность данного производства обусловлена химизмом процесса
гидрокрекинга и гидроочистки, парового риформинга, параметрами проведения
технологического процесса, свойствами, обращающихся веществ на установке,
и особенностями применяемого оборудования и агрегатов.
Процессы гидрокрекинга и гидроочистки проводятся при высоких
температурах до 430 °С и давлении до 200 кг/см 2 (изб.).
Гидрокрекинг протекает с выделением тепла, теплосъем которого
управляем в процессе нормальной работы установке.
В случае повышения температуры по слоям катализатора в реакторе
выше регламентированного значения может начаться неуправляемая
химическая реакция, которая может привести к физическому повреждению
реактора, его узлов, утечке газа, в присутствии источника воспламенения
ведущей к пожару или взрыву на установке.
Практически все вещества, перерабатываемые и получаемые на установке,
являются пожаро- и взрывоопасными и токсичными ׃водород, углеводородные
газы, сероводород, нефтепродукты в парах и жидкости.
Большая мощность установки по сырью подразумевает соответствующие
объемы пожаро- и взрывоопасных и токсичных веществ, обращающихся на
установке.
Учитывая параметры проведения технологического процесса и свойства
обращающихся на установке веществ, применяемое оборудование должно
обеспечивать герметичность и надежность.
Процесс относится к вредным для здоровья обслуживающего персонала
производствам, так как связан с переработкой и получением токсичных
продуктов.
К основным опасным факторам относятся׃
- проведение технологического процесса при повышенном давлении и
температуре;
- высокая взрывопожароопасность нефтепродуктов, взрывоопасность
паров нефтепродуктов, наличие горючих и токсичных газов;
- способность получаемых продуктов воспламеняться от источника огня и
самовоспламеняться;
- возникновение пожара и взрыва при выбросе нефтепродуктов в
результате разгерметизации фланцевых соединений, торцевых и сальниковых
узлов насосов и запорной арматуры;
- возможная загазованность воздуха рабочей зоны
в случае
разгерметизации трубопроводов и аппаратов;
82
- наличие колодцев, приямков и других низких мест на территории
установки с возможностью образования в них высокой степени загазованности;
- неправильное выполнение работ при выгрузке катализатора, его
осернении, что может привести к образованию взрывоопасных концентраций и
возгоранию продуктов на катализаторе;
- термические ожоги водяным паром, конденсатом и горячими
продуктами;
- движущиеся машины и механизмы, подвижные части производственного
оборудования;
- применение трубчатых печей с открытым огневым нагревом;
- повышенный уровень шума;
- возможность образования пирофорных соединений;
- наличие процесса коррозии и эрозии в аппаратах и трубопроводах;
- наличие электрооборудования, работающего под высоким напряжением;
- поражение работающих электрическим током в случае выхода из строя
заземления токоведущих частей, пробоя изоляции;
- повышенный уровень статического электричества вследствие
транспортировки нефтепродуктов, обладающих способностью накапливать
заряды статического электричества.
Ниже приведен перечень и характеристика токсичных веществ (в
соответствии с ГН 2.2.5.3532-18), обращающихся на установке.
Сероводород (ПДК = 10 мг/м3, класс опасности 2). Является отравляющим
(токсичным) газом с остронаправленным механизмом действия. Вдыхание
сероводорода даже в очень низких концентрациях может вызвать летальный
исход. Возможны две формы отравления – острая (разовое воздействие) и
подострая (кратковременные многократные воздействия).
Острое отравление сероводородом – вдыхание воздуха или газа,
содержащего 0,06 – 0,10 % сероводорода (600 – 1000 ppm об.), в течение 1
минуты может вызвать острое отравление и смерть.
Подострое отравление сероводородом вызывается вдыханием воздуха или
газа, содержащего 0,01 – 0,06 % сероводорода (100 – 600 ppm об.), в течение 1
часа и более, постоянно или периодически.
Карбонил никеля (ПДК = 0,003 мг/м3, класс опасности 1). Является
токсичным
и
летучим
веществом,
промышленный
канцероген.
Кратковременное воздействие этого вещества в низких концентрациях может
вызвать тяжелое заболевание или смерть. Карбонил никеля образуется, когда
диспергированный никель находится в среде, содержащей оксиды углерода.
При нормальной работе образование карбонила никеля маловероятно из-за
высоких температур. Однако во время останова возможность образования
карбонила никеля возрастает из-за снижения температуры в реакторе.
Диметилдисульфид (ПДК = 50 мг/м3, класс опасности 4). Представляет
собой воспламеняющуюся жидкость (категория 2) с запахом, которая токсична
при проглатывании, вдыхании и впитывании через кожу. Вещество
используется для сульфидирования катализатора. Может вызвать раздражение
83
верхних дыхательных путей. При контакте с кожей может вызвать
аллергическую реакцию.
Метилдиэтаноламин (ПДК = 5 мг/м3, класс опасности 3). Умеренно
опасное по степени воздействия на организм вещество. Обладает слабым
раздражающим действием на кожу и выраженным на слизистые оболочки глаз.
Пары продукта вызывают симптомы раздражения слизистых оболочек верхних
дыхательных путей. Проникает через неповрежденные кожные покровы.
Может вызывать аллергическую реакцию у высокочувствительных лиц при
длительном и повторном контакте кожей. Может оказывать влияние на
репродуктивную функцию. Горючая жидкость.
Свежий и отработанный катализатор ISOCRACKING (ПДК = 0,05 мг/м3,
класс опасности 1). Представляет собой твердый материал, содержащий никель.
Необходимо избегать вдыхания пыли катализатора. Вызывает раздражение
кожи и глаз. Может вызвать аллергические реакции кожи и органов дыхания.
Канцероген.
3.2 Мероприятия, обеспечивающие безопасное ведение технологического
процесса
Для обеспечения безопасной эксплуатации комбинированной установки
гидрокрекинга и защиты обслуживающего персонала проектом предусмотрены
технические решения, направленные на уменьшение вероятности аварийных
ситуаций, или на их исключение, предусмотрена оптимальная технологическая
схема установки с высокой степенью автоматизации процесса, позволяющей
обеспечить стабильную работу оборудования, постоянство технологического
режима.
Проектом предусмотрены следующие мероприятия, обеспечивающие
безаварийную эксплуатацию производства:
Осуществление технологического процесса предусматривается в
герметичной аппаратуре. Герметичность аппаратуры должна проверяться перед
пуском комбинированной установки
и регулярно контролироваться
обслуживающим персоналом при визуальном осмотре в процессе
эксплуатации.
Расчетное давление аппаратов, работающих под давлением до 100 кгс/см 2,
принято с учетом необходимого превышения его над рабочим давлением в
соответствии с требованиями нормативной документации.
Расчетное давление аппаратов, работающих при давлении свыше 100
кгс/см2, принято с учетом не менее 10% запаса над рабочим давлением.
Для обеспечения взрывобезопасности технологической системы при пуске
или остановке комбинированной установки гидрокрекинга предусмотрены
специальные меры, предотвращающие образование в системе взрывоопасных
смесей и исключающие образование застойных зон, такие как продувка
инертным газом и пропарка.
Отбор проб предусмотрен через герметизированные пробоотборники.
84
Предусмотрены необходимые автоматические блокировки для защиты
оборудования, исключающие возникновение аварийной ситуации при
отклонениях от основных параметров процесса, нарушении работы
оборудования, при внеплановом отключении подачи сырья, воздуха КИП и
энергоресурсов (электроэнергии, водяного пара, оборотной воды) на установку,
а также при прекращении подачи циркулирующего и подпиточного газа.
Предусмотрена
сигнализация параметров, характеризующих безопасное
ведение процесса.
За вибрацией вращающихся частей машинного оборудования
предусмотрен автоматический вибромониторинг.
Для насосов, перемещающих горючие продукты, предусмотрено их
дистанционное отключение, на линиях всасывания и нагнетания установлены
пневмоотсекатели с дистанционным управлением.
Предусмотрено оснащение насосов, перекачивающих ЛВЖ, блокировками,
исключающими пуск и прекращающими работу насосов при отсутствии в
корпусе перемещаемой жидкости, а также системой контроля над состоянием
подшипников по температуре с сигнализацией предельного значения и
блокировками, отключающими насосы при превышении этого параметра. Все
насосы для перекачки ЛВЖ оснащены двойными торцевыми уплотнениями
или предусмотрен выбор герметичных насосов.
Предусмотрено оснащение
колонн
средствами автоматического
регулирования и контроля уровня, температуры кубовой жидкости и
температуры поступающего сырья, а также средствами сигнализации об
опасных отклонениях параметров, определяющих взрывобезопасность
процесса.
Для аппаратов периодического действия предусмотрены меры,
обеспечивающие взрывобезопасное проведение операций подключения
(отключения) к непрерывной технологической линии.
Предусмотрено оснащение аппаратуры, содержащей жидкую фазу,
системами контроля и регулирования в ней уровня жидкости. Предусмотрена
сигнализация по достижении минимального и максимального уровня.
Выбор конструктивного и материального исполнения уплотнений
машинного оборудования, аппаратуры и фланцевых соединений предусмотрен
с учетом особенностей технологического процесса и требования действующих
нормативных документов.
Для защиты аппаратов от превышения давления предусмотрена система
предохранительных клапанов, состоящая из рабочего и резервного клапана с
переключающим устройством. Рабочий и резервный клапаны выбраны с равной
пропускной способностью, обеспечивающей полную защиту аппарата от
превышения давления выше допустимого.
Установочные давления предохранительных клапанов приняты равными
расчётным давлениям аппаратов с учётом противодавления в той системе, в
которую направляется сброс от предклапана. Расчетное давление
оборудования, неснабжённого предохранительными устройствами, выбрано не
ниже, чем максимальное давление источника
85
Сбросы от предклапанов, установленных на аппаратах и трубопроводах с
нейтральными средами (инертный газ, водяной пар, вода), направляются в
атмосферу в безопасное место. Сбросы горючих газов и паров направляются в
закрытую факельную систему.
Для удаления жидких продуктов из технологических систем при останове,
ремонте оборудования предусмотрена система дренажа. Дренаж аппаратов и
трубопроводов выполнен с учетом особенностей процесса.
На случай возникновения аварийной ситуации предусмотрено отключение
электрооборудования со щита операторной.
В помещении управления будет смонтирован съемный пол (фальшпол).
Пол должен быть неэлектропроводным, антистатическим; металлические
основания опор пола должны быть подсоединены к системе заземления.
Предусмотрена механизация всех трудоёмких процессов по загрузке и
выгрузке, реагентов и ремонту оборудования.
Предусмотрена теплоизоляция от ожогов в зонах обслуживания всех
аппаратов, оборудования и трубопроводов, имеющих температуру наружных
поверхностей выше 60 ℃.
Трубчатые печи, в которых процесс нагрева ведется с применением
открытого огня, являются одним из наиболее опасных видов оборудования.
Противоаварийная автоматическая защита топочного пространства печей и
нагреваемых змеевиков обеспечивается:
- системами регулирования заданного соотношения топлива и воздуха,
идущего на его горение;
- сигнализацией и блокировками, прекращающими подачу топлива при
отклонениях давления топливного газа и воздуха от нормативного, при
недопустимом снижении объема циркуляции продуктов через змеевики, при
превышении предельно допустимой температуры продукта на выходе из печи,
при недопустимом снижении разрежения в дымовом тракте, а также при
погасании пламени горелок;
- блокировкой по прекращению подачи сырья и топлива в печь при прогаре
змеевика, характеризующемся повышением температуры дымовых газов на
«перевале» печи, падением давления продукта в змеевике, снижением
содержания кислорода в дымовых газах после печи. Для прекращения горения
продуктов из прогоревшего змеевика в объем печи предусмотрена
автоматическая подача водяного пара.
Для поддержания оптимального режима горения топливного газа в печах
предусмотрен автоматический контроль содержания кислорода и оксида
углерода в дымовых газах.
Для изоляции печей с открытым огневым процессом от проникновения к
горелкам взрывоопасной газовой среды при авариях на наружной установке,
предусмотрена паровая завеса, включающаяся дистанционно.
Для предотвращения разрушения корпуса и футеровки печей
предусмотрены «взрывные клапаны», расположенные на неогневой стороне
корпусов и срабатывающие при повышении давления в объемах печей.
86
Для продувки трубопроводов и оборудования печного блока на факел и
свечу перед пуском и остановом на ремонт предусмотрен подвод инертного
газа.
Для обеспечения раннего оповещения об опасности или потенциально
опасных условиях и принятия мер предосторожности для уменьшения риска
наиболее уязвимые зоны обеспечиваются техническими средствами
обнаружения газа и возгорания.
В системе обнаружения возгорания используются датчики пожарной
сигнализации и индикаторы дыма.
Обеспечивается световая и звуковая сигнализация, срабатывающая при
обнаружении возгорания, токсичных и горючих газов на территории блока.
3.3 Пожарная безопасность
В таблице 3.1 представлены категорирование и классификация помещений,
зданий
и
наружных
установок
по
взрывопожарной
и пожарной опасности в соответствии с СП 12.13130.2009.
Таблица 3.1
Категорирование и классификация помещений, зданий и наружных установок по
взрывопожарной и пожарной опасности
Наименование объектов
(с указанием расположения
оборудования в помещении
или на наружной установке)
Категорирование
помещений, зданий
и наружных установок по
взрывопожарной
и пожарной опасности по
СП 12.13130.2009
Классификация помещений
и наружных установок
класс
зоны
категория и группа
взрывоопасных
смесей
А
А
В4
А
В4
В-Iа
В-Iа
В-Iа
В-Iа
—
IIC-T1 + IIA-T3
IIC-T1 + IIA-T3
IIA-T3
IIB-T3 + IIC-T1
—
зона горелок
ГН
—
змеевик
АН
В-Iг
IIB-T3, IIA-T3 +
IIC-T1, IIB-T3 +
IIC-T1
аппаратура
АН
В-Iг
Здание компрессорной, в т.ч.:
Компрессорная №1
Компрессорная №2
Водяная насосная №1
Водяная насосная №2
Водяная насосная №3
Наружная установка
печи:
IIA-T2, IIA-T3,
IIВ-T3, IIC-T1,
IIA-T3 + IIC-T1,
IIВ-T3 + IIС-T1
87
Электрические и электронные КИП, размещенные во взрывоопасных
зонах, будут оснащены искробезопасными цепями и предохранительными
барьерами, размещенными в контроллерной.
Распределительные устройства и трансформаторная подстанция будут
размещены в отдельном помещении с соблюдением особых требований
(подъем полов, гарантированный подпор воздуха и т.д.).
Кабели приняты с изоляцией и оболочкой, не распространяющей горение,
и, при необходимости, бронированные. Прокладка основных потоков кабелей
выполняется открыто, в основном, по кабельным эстакадам.
Электроосвещение установки будет иметь дистанционное управление из
ЦПУ и местное – по зонам обслуживания.
Для подключения сварочных аппаратов предусмотрены коммутационные
ящики, сеть для подключения нормально обесточена.
В пределах взрывоопасных зон нулевой рабочий и нулевой защитный
проводники не будут соединяться между собой.
Для защиты от статического электричества на установке будут
смонтированы заземляющие и экранирующие устройства.
Пожаротушение предлагается осуществлять воздушно-механической
пеной средней кратности, подаваемой сверху, на основе синтетического
фторсодержащего пленкообразующего пенообразователя.
Охлаждение стенок аппарата, на котором произошел пожар, а также стенок
соседних аппаратов, предлагается подачей огнетушащего вещества лафетными
стволами. Возможность подачи воды или пены низкой кратности на
значительное расстояние (80-120 м) позволяет защищать аппараты и
территорию обвалования. Модификации с электрическим приводом и
удаленным управлением позволяют осуществлять тушение оператором из
безопасной зоны.
88
4. МЕРОПРИЯТИЯ ПО ОХРАНЕ ОКРУЖАЮЩЕЙ СРЕДЫ НА
УСТАНОВКЕ
4.1 Краткая характеристика объекта проектирования или исследования
Проектируемый нефтеперерабатывающий завод мощностью 12 млн т/год
по сырой нефти будет выпускать следующий ассортимент продукции:
автомобильный бензин, реактивное топливо, дизельное топливо, сжиженные
газы (пропан и бутан), анодный кокс, элементная сера. Набор технологических
установок, составляющих завод, а также параметры их эксплуатации будут
обеспечивать соответствие продукции всем требованиям технического
регламента Таможенного союза.
Завод будет находиться вблизи Михайловского нефтяного месторождения,
расположенного в Кинель-Черкасском районе Самарской области Российской
Федерации. Ближайшими населенными пунктами являются город Отрадный, а
также села и поселки: Кинель-Черкассы, Кротовка, Кабановка, Тимашево,
Черновка, Садгород. Связь с областным центром осуществляется по автодороге
республиканского значения и по железнодорожной магистрали, соединяющей
Среднее Поволжье с Уралом. Железнодорожная станция расположена в
восточной части села Кинель-Черкассы, в 4 км от центра. Площадь района
составляет 2468,7 кв. км.
В целях обеспечения безопасности населения и в соответствии
с Федеральным законом "О санитарно-эпидемиологическом благополучии
населения" от 30.03.99 N 52-ФЗ, вокруг объектов и производств, являющихся
источниками воздействия на среду обитания и здоровье человека
устанавливается специальная территория с особым режимом использования
(санитарно-защитная зона), размер которой обеспечивает уменьшение
воздействия загрязнения на атмосферный воздух до значений, установленных
гигиеническими нормативами и до величин приемлемого риска для здоровья
населения. По своему функциональному назначению санитарно-защитная зона
является защитным барьером, обеспечивающим уровень безопасности
населения при эксплуатации объекта в штатном режиме.
Размер санитарно-защитной зоны устанавливается в соответствии с главой
VII и приложениями 1-6 к СанПиН 2.2.1/2.1.1.1200-03, и для проектируемого
НПЗ, относящегося к 1 классу, составляет 1000 м.
4.2 Характеристика качества компонентов окружающей среды в районе
расположения объекта
Климатические условия расположения объекта. Средняя по Самарской
области температура воздуха за 2018 год составила +4,9 ˚С. Абсолютные
значения максимальной температуры воздуха в летний период составили
+34,2...+39,5 ˚С. Самое низкое значение минимальной температуры воздуха
отмечалось в феврале величиной -31,5 ˚С. По климатическим нормам
89
среднегодовое количество осадков по Самарской области равняется 494 мм.
В холодную часть года преобладают ветра юго-западного и южного, в
теплую – северного, западного и северо-западного направлений. Средняя
скорость ветра – 4,5 м/сек [29].
Гидрогеологические условия. Водные объекты Кинель – Черкасского
района характеризуют 15 рек, 71 родник, порядка 300 прудов. Наиболее
значимым объектом является река Большой Кинель. Гидрографическая сеть
территории Кинель-Черкасского района представлена реками: Малый Кинель,
Кутулук, Сарбай, Березовка, Козловка, Заводская, Солянка, Черновка,
Шумарка, Осиновка, Ветлянка, Кувайка, Куртамак. Характерной чертой
водного режима реки Большой Кинель является высокое весеннее половодье и
низкая устойчивая межень. Начало весеннего половодья приходится на первую
половину апреля. Практически все расположенные на территории КинельЧеркасского района родники используются для нецентрализованного
хозяйственно - питьевого водоснабжения населения района [30].
Родники из четвертичных аллювиальных отложений, приуроченные к
уступам надпойменных террас, ложбинам стока, оврагам и овражкам.
Большинство родников нисходящие. По дебитам они классифицируются как
малые и незначительные (от 0,01 до 0,8 л/с) [31].
В целом воды характеризуются безнапорным характером, однако под
линзами глинистых отложений приобретают местный напор до 1025 м.
Коэффициенты фильтрации водовмещающих пород колеблются от 2 до 27
м/сут [32].
Объем сброса загрязненных сточных вод в поверхностные водные объекты
ежегодно составляет в пределах 170 тыс. тонн [30].
Геологическая характеристика. Михайловское месторождение приурочено
к брахиантиклинальной складке широтного простирания, сложенной
отложениями девона, карбoнa и Перми, протяженностью 7 км, шириной 3 км.
Складка по пермским слоям имеет пологое, симметричное утроение с углами
падения около 2°.
Промышленная нефтеносность Михайловского месторождения связана с
песчаниками угленосной свиты нижнего карбона и терригенной толщей девона.
В
разрезе
угленосной
свиты,
подобно
соседнему Мухановскому
месторождению, выделяются три пласта песчаников: I — мощностью 76 м, II —
12-20 м, III — 18 м к IV —10-12 м. Пласты II, III и IV промышленно
нефтеносны, в то время как I пласт содержит воду. При опробовании девонских
песчаников также получены крупные фонтанные притоки нефти из I и IV
пластов [33].
4.3 Оценка уровней воздействия объекта проектирования на компоненты
окружающей среды
Основным объектом проектирования является установка глубокого
гидрокрекинга вакуумного газойля мощностью 3 млн. т/год, поэтому оценка
90
влияния на окружающую среду будет вестись относительно именно этой
установки.
Выбросы вредных веществ в атмосферу. В таблице 4.1 приведены данные о
количестве выбросов загрязняющих веществ в атмосферу от источников
комбинированной установки гидрокрекинга ННПЗ (мощность по сырью
составляет 2000 тыс. т/год).
Таблица 4.1
Перечень вредных веществ, выбрасываемых в атмосферу на установке
гидрокрекинга ННПЗ [34]
ПДК в атмосферном воздухе
населенных мест
Наименование
вещества
Выбросы
Класс
опасности
ГОСТ
ОБУВ,
12.1.007- проектный усредненный,
3
мг/м
т/год
76*
максимальноразовая,
мг/м3
среднесуточная,
мг/м3
-
-
50
4
62,635
-
-
30
4
18,94
1,0
-
-
4
7,07
0,2
0,04
-
4
0,016
Сероводород H2S
0,008
-
-
2
0,76
Диоксид серы SO2
0,5
0,05
-
3
255,09
Оксид углерода СО
5,0
-
-
4
337,17
Оксид азота NO
0,4
0,06
-
3
117,77
Диоксид азота NO2
0,2
0,04
-
3
175,13
-
1,0
-
1
8,67х10-5
Углеводороды:
предельные:
С1-С5
С6-С10
С11-C19
Аммиак NH3
Бенз/а/пирен
(3,4-бензпирен)
В соответствии с мощностью проектируемой установки гидрокрекинга в
3000 тыс. т/год, произведен пересчет выбросов, который представлен в таблице
4.2 (продолжительность рабочего цикла принята такой же).
Характеристика подземных и поверхностных вод в районе расположения.
Федеральным государственным бюджетным учреждением «Приволжское
УГМС» (ФГБУ «Приволжское УГМС») на территории Самарской области
проводятся стационарные наблюдения за качеством воды 12 наиболее крупных
рек, в том числе реки Большой Кинель. По результатам наблюдений за 2018 год
река Большой Кинель характеризовалась как «грязная» (класс качества 4А).
Анализ состояния загрязненности донных отложений ХОП водотоков за 2018
год показал, что содержание ДДТ зафиксировано в количестве 0,656 мг/кг; ДДЭ
– 0,154 мг/кг; альфа-ГХЦГ – 0,046 мг/кг. В связи с этим, для хозяйственнопитьевых целей используются только подземные воды [29].
91
Таблица 4.2
Перечень вредных веществ, выбрасываемых в атмосферу на проектируемой
установке гидрокрекинга
ПДКр.з.,
мг/м3
ПДКм.р.,
мг/м3
Класс
опасности
-
-
С6-С10
-
С11-C19
Вещество
Суммарный выброс
вещества
г/с
т/год
4
3,152
93,953
-
4
0,953
28,410
-
1,0
4
0,356
10,605
0,04
0,2
4
0,001
0,024
Сероводород H2S
-
0,008
2
0,038
1,140
Диоксид серы SO2
0,05
0,5
3
12,837
382,635
-
5,0
4
16,967
505,755
Оксид азота NO
0,06
0,4
3
5,926
176,655
Диоксид азота NO2
0,04
0,2
3
8,813
262,695
Бенз/а/пирен
(3,4-бензпирен)
1,0
-
1
4×10-6
0,0001
Углеводороды:
предельные:
С1-С5
Аммиак NH3
Оксид углерода СО
В таблице 4.3 представлены перечень и характеристика загрязняющих
веществ в сточных водах установки. Сбор и отведение сточных вод,
образующихся на установке после реконструкции, предусмотрены в
существующую промливневую канализацию (самотечную).
Дождевые сточные воды с отбортованных площадок, а также пожарный
расход поступают в существующий коллектор промливневой канализации на
установке.
Таблица 4.3
Характеристика загрязняющих веществ в сточных водах
ПДК в.,
ПДКв.р.,
Класс
мг/дм3
мг/дм3
опасности
Суммарный сброс,
т/год
Гидросульфид
аммония
3
0,5
2
97,823
Сероводород
0,003
-
4
40,116
Цианиды
0,035
0,05
2
56,456
Вещество
92
Промышленные и коммунальные отходы. Замена катализаторов в
реакторах комбинированной установки должна осуществляться 1 раз в 3 года.
Отработанные
катализаторы
направляются
на
специализированные
предприятия для извлечения цветных металлов.
Отработанные инертные керамические шары, классифицируемые как
керамические изделия, потерявшие потребительские свойства, направляются
на захоронение на полигоне отходов.
Отработанные индустриальные масла, образуются при
техническом
обслуживании насосного оборудования. Отработанные масла затариваются в
металлические бочки и направляются на установку сжигания отходов «Факел»,
где используются в качестве топлива.
Освещение территории и помещений планируется осуществлять
люминистцентными, натриевыми и ртутными лампами для наружного
освещения, эксплуатация которых приведет к периодическому образованию
отходов в виде отработанных ламп, которые направляются на лицензированное
предприятие по демеркуризации ртутьсодержащих отходов.
В процессе жизнедеятельности персонала установки ожидается
образование бытовых отходов, классифицируемых как мусор от бытовых
помещений организаций, несортированный – бумага, тряпье, стеклобой,
пластмассы и т.д. Мусор бытовых помещений направляется на захоронение на
полигоне отходов ОАО «Новокуйбышевский НПЗ».
Перечень и характеристика отходов установки гидрокрекинга
представлены в таблице 4.4.
Таблица 4.4
Характеристика отходов с установки
Наименование отхода
Класс
опасности
отхода
Отработанные
катализаторы
IV
Масла индустриальные
отработанные
III
Состав отхода, % масс.
Al2O3 – 86,1
SiO2 – 12,0
Na2O – 0,2
TiO2 – 0,2
Fe2O3 – 0,1
CaO – 0,6
MgO – 0,4
K2O – 0,1
Углеводороды - 97,95
Механические примеси 1,02
Присадка - 1,03
Кол-во отхода за
период
387,62 кг
12,78 кг
93
Продолжение таблицы 4.4
Наименование отхода
Класс
опасности
отхода
Состав отхода, % масс.
Кол-во отхода за
период
Отработанные
керамические изделия,
потерявшие
потребительские
свойства
IV
Si - 75
96,93 кг
Отработанные ртутные
лампы
I
Ртуть - 0,06; Латунь - 0,65;
Вольфрам - 0,02; Сталь
никелированная - 0,07;
Медь - 0,30; Люминофор 1,63; Стекло СЛ-11 90,84; Мастика - 2,98;
Алюминий - 2,84; Припой
оловянно-свинцовый 0,29; Платинит - 0,01;
Гетинакс - 0,31
4,78 кг
Бытовые отходы
V
-
23,74 кг
Al2O3 - 20
K2O3 - 5
4.4 Перечень мероприятий по снижению негативного воздействия объекта
на окружающую среду
Мероприятия по предупреждению и уменьшению выбросов загрязняющих
веществ в атмосферу.
Для защиты окружающей среды предусматриваются следующие
мероприятия:
- технологический процесс проводится в герметичном оборудовании,
поэтому
неорганизованные
выбросы
за
счет
неплотности
технологического оборудования сведены к минимуму;
- освобождение аппаратуры от газообразных продуктов при сбросе
давления осуществляется в закрытую факельную систему через факельный
сепаратор;
- сбросы от предохранительных клапанов осуществляются в закрытую
факельную систему через факельную емкость;
- в атмосферу производится сброс от предохранительных клапанов
воздуха, азота и водяного пара;
- дренирование аппаратов и оборудования, содержащих нефтепродукты,
осуществляется в закрытую дренажную систему с дальнейшей откачкой
собранного нефтепродукта по линии некондиции;
94
- для перекачки нефтепродуктов и токсичных продуктов применяются
насосы с двойным торцевым уплотнением или герметичные;
- дымовые газы печей удаляются через дымовые трубы, высоты которых
обеспечивают необходимую степень рассеивания в атмосфере в
соответствии с санитарными нормами;
- для снижения выбросов загрязняющих веществ в атмосферу
предусмотрена система автоматического управления режимами горения
печей, в том числе установлены автоматические анализаторы,
осуществляющие непрерывный контроль содержания O 2 и СО в дымовых
газах печей;
- для снижения содержания SO2 в дымовых газах печей в качестве топлива
используется очищенный углеводородный газ.
Для предотвращения аварий (аварийного выброса вредных веществ в
атмосферу) на комбинированной установке предусматривается:
- максимальная автоматизация процесса и отключение аварийного
оборудования при срабатывании блокировок;
- выбор расчетного давления аппаратов в соответствии с рекомендациями
Лицензиара при давлении выше 100 кг/см2;
- разделение установки на технологические блоки и применение
быстродействующих
пневматических
отсекателей
и
запорнорегулирующих клапанов для отключения этих блоков;
Охрана поверхностных и подземных вод от загрязнений. Для защиты почв
от загрязнений нефтепродуктами предусматриваются следующие мероприятия:
- укладка монолитного цементобетонного покрытия на свободной от
застройки территории установки;
- устройство температурных швов в монолитном покрытии во избежание
возникновения трещин в нем в период эксплуатации;
- вертикальная планировка выполнена с условием, что все стоки
направлены через дождеприемные колодцы в промливневую канализацию;
- устройство бетонного поребрика вокруг аппаратов или групп аппаратов,
в которых обращаются нефтепродукты;
- прокладка сети подземной канализации с нормативными уклонами для
обеспечения стока транспортируемых сред;
- уплотнение стыковых соединений чугунных трубопроводов;
- герметизация местных переходов трубопроводов через стенки колодцев;
- при аварийных разливах нефтепродуктов организуется их сбор и вывоз с
территории установки.
95
ЗАКЛЮЧЕНИЕ
На большинстве зарубежных нефтеперерабатывающих заводов с глубокой
переработкой нефти наличие процесса гидрокрекинга является важным
условием. Помимо увеличения глубины переработки нефти гидрокрекинг
считается одним из основных процессов, влияющих на гибкость
технологической схемы предприятия и качество его товарной продукции.
Данный процесс позволяет из любого сырья с высокими выходами получать
широкий ассортимент качественных компонентов основных нефтепродуктов, в
том числе востребованные низкосернистые средние дистилляты, которые могут
без дальнейшей обработки использоваться для производства автомобильных и
авиационных топлив.
Не менее важной является роль процесса гидрокрекинга в подготовке
вакуумного газойля для дальнейшей переработки на установке каталитического
крекинга, поскольку в этом случае отпадает необходимость включения в
технологическую схему отдельной установки гидроочистки тяжелого сырья.
В России процесс гидрокрекинга не имеет широкого распространения,
поскольку требует довольно больших капитальных затрат на модернизацию
существующих технологических схем. Тем не менее, ведутся разработки
отечественных установок и особенно катализаторов процесса, которые уже
могут конкурировать по эффективности с зарубежными аналогами.
Рассмотренные в данной работе тенденции развития общемировой и
отечественной переработки позволяют все же заключить, что внедрение
процесса гидрокрекинга в структуру современного российского НПЗ является
эффективным решением как проблемы ухудшения качества перерабатываемого
сырья, так и задач по обеспечению ужесточающихся требований к товарной
продукции.
96
БИБЛИОГРАФИЧЕСКИЙ СПИСОК
1. Заботин Л.И. Химия и технология вторичных процессов переработки
нефти.-Учеб.пособ.–Самара: Самар. гос. техн. ун-т, 2014. – 332 с.;
2. Власов В.Г. Гидроочистка, гидрообессеривание и гидрокрекинг
нефтяного сырья.-Учебно-методическое пособие. - Самара: Самар. гос.
техн. ун-т, 2014. – 139 с.;
3. Капустин В.М., Гуреев А.А. Технология переработки нефти. В 2 ч. Часть
вторая. Деструктивные процессы. – М.: КолосС, 2007. – 334 с.;
4. Жоров
Ю. М. Моделирование физико-химических процессов
нефтепереработки и нефтехимии. – М.: Химия, 1978. – 354с.;
5. Дик. П. П. NiMo катализаторы гидрокрекинга вакуумного газойля,
обеспечивающие высокий выход дизельной фракции. // Диссертация на
соискание ученой степени кандидата химических наук. Новосибирск –
2016 – C. 21-22;
6. Суханов В.П. Переработка нефти: учебник для средних прф. техн. уч.
заведений. Москва. Высшая школа 1979г.-335с.;
7. Н.С. Белинская, Г.Ю. Силко, Е.В. Францина, Е.Н. Ивашкина, Э.Д.
Иванчина.
Разработка
формализованной
схемы
превращений
углеводородов и кинетической модели процесса гидродепарафинизации
дизельных топлив. // Известия Томского политехнического университета.
- 2013. Т. 322. № 3 - С. 131-132;
8. Сайкс П. Механизмы реакций в органической химии // пер. с англ. – 3-е
изд. – М.: Химия, 1977. – 319 с.;
9. Т. Э. Назаров, Л. В. Долматов. Развитие катализаторов гидрокрекинга. //
Башкирский химический журнал. - 2013.- Том 20. № 2 – С. 120-123;
10. Д. И. Орочко, А. Д. Сулимов, Л. Н. Осипов. Гидрогенизационные
процессы в нефтепереработке. - Издательство «Химия», М., 1971 г. – 151
с.;
11. А. И. Абдуллин, И. Р. Сираев. Гидрокрекинг как процесс получения
дизельного топлива. // Вестник технологического университета. - 2016.Т.19, №10 – 41 с.;
12. П.П. Дик, В.Ю. Перейма, О.В. Климов, Г.И. Корякина, С.В. Будуква, К.А.
Леонова, Е.Ю. Герасимов, И.Г. Данилова, А.С. Носков. Гидрокрекинг
вакуумного газойля на трехслойных пакетах, состоящих из нанесенных
сульфидных NiMo и NiW катализаторов. // Катализ в промышленности. –
2014.-№ 5.- С. 67-72;
13. А. И. Фатхутдинов, Д. А. Ибрагимова, И. А. Иванова, З. Ф. Шарафиева,
А. А. Мухаметзянова, А. В. Павлов. Катализаторы в процессах
гидрокрекинга
остаточного
сырья.//Вестник
технологического
университета. - 2017.- Т.20, №7. – С.76.;
14. Интернет – ресурс: https://www.kntgroup.ru;
15. Капустин В.М., Чернышева Е.А., Тимин Е.Н. Проблемы переработки
тяжелого и остаточного сырья.//Oil&Gas Journal Russia. - 2018.-№6.-С.7077.;
97
16. Капустин
В.М.,
Чернышева
Е.А.
Современная
российская
нефтепереработка: итоги и перспективы.//Ресурсно-инновационное
развитие России: экономика и энергетика. - 2019.-№1.-С. 49-56;
17. Мишуков Е.А., Линник Ю.Н. Сравнительный анализ глубины
переработки нефти по индексу Нельсона в различных странах.//Вестник
университета. - 2019.-№11.-С. 77-81.;
18. Накамура Д. Обзор нефтеперерабатывающей промышленности мира в
2008.//Oil&Gas Journal Russia. – 2009.-№1-2.–С. 38.;
19. Центральное диспетчерское управление топливно-энергетического
комплекса. http://www.cdu.ru/tek_russia/articles;
20. В.А. Пильщиков, Ал.А. Пимерзин, А.А. Пимерзин. Процессы
нефтехимического синтеза в нефтепереработке: учебное пособие. –
Самара: Самар. гос. техн. ун-т, 2017. – 332 с.;
21. Заботин, Л.И. Проектирование нефтеперерабатывающих заводов : учеб.
пособие / Л. И. Заботин, А. А. Пимерзин, А. В. Можаев;
Самар.гос.техн.ун-т, Химическая технология переработки нефти и газа.Самара, 2018.- 129 с.;
22. Томина, Н.Н. Методы очистки нефтяных фракций : учеб. пособие / Н. Н.
Томина, Н. М. Максимов, А. А. Пимерзин; Самар.гос.техн.ун-т.- Самара,
2014.- 292 с.;
23. Н. Л. Солодова, А. И. Абдуллин, Е. А. Емельянычева. Алкилирование
изопарафинов олефинами.//Вестник Казанского технологического
университета. – 2013.-С. 253-258.;
24. Патент RU 2693464 C1. Катализатор изомеризации н-бутана в изобутан,
способ его приготовления и процесс получения изобутана с
использованием данного катализатора.//Ечевский Г.В., Коденев Е.Г.,
Аксенов Д.Г., Токтарев А.В., Овчинникова Е.В., Чумаченко В.А. – 2018.;
25. Интернет – ресурс: http://www.olkat.ru;
26. Новый справочник химика и технолога. Сырье и продукты
промышленности органических и неорганических веществ. Ч. II. – СПб.:
АНО НПО «Профессионал». - 2005, 2007. – 1142 с.;
27. А.В. Лавренов, Т.Р. Карпова, Е.А. Булучевский, Е.Н. Богданец.
Гетерогенная олигомеризация легких алкенов: 80 лет в нефтепереработке.
Обзор.//Катализ в промышленности. – 2016.-№ 4.-С.16.;
28. Antunes B.M., Rodrigues A.E, Lina Z., Portugal I., Silva C.M. Fuel Process.
Technol. - 2015.-Vol.138.-P. 86.;
29. Доклад об экологической ситуации в Самарской области за 2018 год.
Выпуск 29. - Самара, 2019. - 222 с.;
30. Инвестиционный паспорт Кинель-Черкасского района. – Самара:
Администрация Кинель-Черкасского района, 2018. – 76 с.;
31. Г.С. Розенберг, С.В. Саксонов. Редкие и охраняемые гидробиоценозы. –
Самара: СамНЦ РАН, 2007. – 200 с.;
98
32. Георгиевский В.Ю. Научно-прикладной справочник: Основные
гидрологические характеристики рек бассейна Нижней Волги. – Самара,
2015. – 129 с.;
33. Электронный ресурс - http://www.nftn.ru;
34. Базовый проект установки гидрокрекинга вакуумного газойля ННПЗ.
99
ПРИЛОЖЕНИЯ
Приложение 1
Таблица П1.1
Компонентный состав ГСС на входе в реактор 1 при 395 °С и 15 МПа
Наименование продукта
Сырье
СВСГ
ЦВСГ
Расход, кг/ч
352469
6808
62721
Н2
6324
26864
СН4
107
8409
С2Н6
95
6570
С3Н8
98
11563
н-С4Н10
92
4234
изо-С4Н10
92
5081
Сырье
352469
-
Таблица П1.2
Компонентный состав ГПС на выходе из реактора 1 при 405 °С и 15 МПа
Наименование
продукта
Сероводород
Газ
28-70 ℃
70-180 ℃
180-240 ℃
240-360 ℃
>360 ℃
ЦВСГ
Расход,
кг/ч
3198
1399
5024
6530
16376
37675
289076
62721
Н2
СН4
С2Н6
С3Н8
1
26864
112
8409
111
6570
331
11563
нС4Н10
299
4234
изоС4Н10
545
5081
H2S
28-70 ℃
3198
-
5024
-
70-180
℃
6530
-
180-240
℃
16376
-
240-360
℃
37675
-
>360
℃
289076
-
100
Таблица П1.3
Компонентный состав ГСС на входе в реактор 2 при 420 °С и 15 МПа
Наименование продукта
Расход, кг/ч
289076
9023
73975
Сырье
СВСГ
ЦВСГ
Н2
8382
31684
СН4
141
9918
С2Н6
126
7749
С3Н8
130
13638
н-С4Н10
122
4994
изо-С4Н10
122
5992
Сырье
289076
-
Таблица П1.4
Компонентный состав ГПС на выходе из реактора 2 при 435 °С и 15 МПа
Наименование
продукта
Газ
Сероводород
28-70 ℃
70-180 ℃
180-240 ℃
240-360 ℃
>360 ℃
ЦВСГ
Расход
, кг/ч
10371
355
11722
15236
38211
87908
134297
73975
Н2
8
31684
СН4 С2Н6 С3Н8
829
9918
822
7749
НС4Н10
2455
2219
13638 4994
Изо-С4Н10
H2S
4038
5992
355
-
28-70
℃
11722
-
70-180 ℃
180-240 ℃
15236
-
38211
-
240-360
℃
87908
-
>360 ℃
134297
-
101
Приложение 2
Таблица П2.1
Определение состава паровой и жидкой фаз ГСС на входе в реактор 1 при 395 ˚С, 15 МПа и e = 0,955
Расход, кг/ч
Mi, кг/кмоль
Ni,
кмоль/ч
ai
Ki
Xi
Yi
Водород
33188
2
16594
0,8872
5,00
0,1840
0,9200
Метан
8516
16
532
0,0285
2,00
0,0146
0,0291
Этан
6665
30
222
0,0119
1,65
0,0073
0,0121
Пропан
11661
44
265
0,0142
1,45
0,0099
0,0144
Изобутан
5173
58
89
0,0048
1,35
0,0036
0,0048
Н-бутан
4326
58
75
0,0040
1,30
0,0031
0,0040
352469
380
928
0,0496
0,02
0,7775
0,0156
1,0000
1,0000
Наименование компонента
Сырье
Итого
421998
18705
102
Таблица П2.2
Определение состава паровой и жидкой фаз ГПС на выходе из реактора 1 при 405 ˚С, 15,0 МПа и e = 0,913
Наименование компонента
Расход, кг/ч
Mi, кг/кмоль
Ni, кмоль/ч
ai
Ki
Xi
Yi
26865
2
13432
0,8410
4,90
0,1843
0,9031
8521
16
533
0,0333
2,15
0,0163
0,0350
Этан
6681
30
223
0,0139
1,75
0,0083
0,0145
Пропан
11894
44
270
0,0169
1,55
0,0113
0,0175
5625
58
97
0,0061
1,35
0,0046
0,0062
Н-бутан
4533
58
78
0,0049
1,25
0,0040
0,0050
Сероводород
3198
34
94
0,0059
1,6
0,0038
0,0061
28-70 ℃
5024
78
64
0,0040
0,03
0,0354
0,0011
70-180 ℃
6530
115
57
0,0036
0,02
0,0340
0,0007
180-240 ℃
16376
155
105
0,0066
0,015
0,0659
0,0010
240-360 ℃
37675
215
175
0,0110
0,01
0,1146
0,0011
>360 ℃
289076
343
844
0,0528
0,017
0,5177
0,0088
1,0000
1,0000
Водород
Метан
Изобутан
Итого
421998
15973
103
Таблица П2.3
Определение состава паровой и жидкой фаз ГСС на входе в реактор 2 при 420 ˚С, 15 МПа и e = 0,964
Расход, кг/ч
Mi, кг/кмоль
Ni,
кмоль/ч
ai
Ki
Xi
Yi
Водород
40066
2
20033
0,8994
4,5
0,2057
0,9255
Метан
10060
16
629
0,0282
2,25
0,0128
0,0288
Этан
7875
30
263
0,0118
1,95
0,0062
0,0120
Пропан
13768
44
313
0,0140
1,75
0,0082
0,0143
Изобутан
5116
58
88
0,0040
1,45
0,0028
0,0040
Н-бутан
6114
58
105
0,0047
1,5
0,0032
0,0048
289076
343
844
0,0379
0,014
0,7613
0,0107
1,0000
1,0000
Наименование компонента
Сырье
Итого
372074
22274
104
Таблица П2.4
Определение состава паровой и жидкой фаз ГПС на выходе из реактора 2 при 435 ˚С, 15,0 МПа и e = 0,926
Расход, кг/ч
Mi, кг/кмоль
Ni,
кмоль/ч
ai
Ki
Xi
Yi
Водород
31692
2
15846
0,8426
4,3
0,2077
0,8930
Метан
10748
16
672
0,0357
2,4
0,0156
0,0373
Этан
8571
30
286
0,0152
2,15
0,0074
0,0158
Пропан
16093
44
366
0,0194
1,95
0,0103
0,0202
Изобутан
10030
58
173
0,0092
1,55
0,0061
0,0094
Н-бутан
7213
58
124
0,0066
1,45
0,0047
0,0068
Сероводород
355
34
10
0,0006
1,8
0,0003
0,0006
28-70 ℃
11722
78
150
0,0080
0,045
0,0693
0,0031
70-180 ℃
15236
115
133
0,0071
0,03
0,0696
0,0021
180-240 ℃
38211
155
246
0,0131
0,027
0,1327
0,0036
240-360 ℃
87908
215
408
0,0217
0,025
0,2246
0,0056
>360 ℃
134297
343
392
0,0208
0,01
0,2517
0,0025
1,0000
1,0000
Наименование компонента
Итого
372074
18806
105
Приложение 3
Таблица П3.1
Материальный баланс однократного испарения ГСС при 395 ˚С, 15 МПа и е = 0,955
Приход
Компонент
Расход
Газопарожидкостная смесь
Газопаровая фаза
Жидкая фаза
кг/ч
ā
кмоль/ч
ai
кг/ч
Ῡ
кмоль/ч
Yi
кг/ч
Ẍ
кмоль/ч
Xi
Водород
33188
0,0786
16594
0,8872
32880
0,1892
16440
0,9200
307
0,0012
154
0,1840
Метан
8516
0,0202
532
0,0285
8322
0,0479
520
0,0291
195
0,0008
12
0,0146
Этан
6665
0,0158
222
0,0119
6482
0,0373
216
0,0121
184
0,0007
6
0,0073
Пропан
11661
0,0276
265
0,0142
11297
0,0650
257
0,0144
364
0,0015
8
0,0099
Изо Бутан
5173
0,0123
89
0,0048
5000
0,0288
86
0,0048
173
0,0007
3
0,0036
Н-бутан
4326
0,0103
75
0,0040
4176
0,0240
72
0,0040
150
0,0006
3
0,0031
352469
0,8352
928
0,0496
105595
0,6077
278
0,0156
246874
0,9945
650
0,7775
421998
1,0000
18705
1,0000
173751
1,0000
17869
1,0000
248247
1,0000
836
1,0000
Сырьё
Итого
106
Таблица П3.2
Материальный баланс однократного испарения ГСС при 420 ˚С, 15 МПа и е = 0,964
Приход
Компонент
Расход
Газопарожидкостная смесь
Газопаровая фаза
кг/ч
ā
кмоль/ч
кг/ч
ā
39733
кмоль/
ч
0,2481
19867
0,9255
332
0,0016
166
кмоль/
ч
0,2057
0,0282
9894
0,0618
618
0,0288
166
0,0008
10
0,0128
263
0,0118
7726
0,0482
258
0,0120
149
0,0007
5
0,0062
0,0370
313
0,0140
13478
0,0842
306
0,0143
290
0,0014
7
0,0082
5116
0,0137
88
0,0040
4986
0,0311
86
0,0040
129
0,0006
2
0,0028
6114
0,0164
105
0,0047
5965
0,0372
103
0,0048
150
0,0007
3
0,0032
289076
0,7769
844
0,0379
78378
0,4894
229
0,0107
210698
0,9943
615
0,7613
372074
1,0000
22274
1,0000
160161
1,0000
21466
1,0000
211914
1,0000
808
1,0000
кг/ч
ā
кмоль/ч
кг/ч
ā
Водород
40066
0,1077
20033
0,8994
Метан
10060
0,0270
629
Этан
7875
0,0212
Пропан
13768
Изобутан
Н-бутан
Сырье
Итого
Жидкая фаза
107
Таблица П3.3
Материальный баланс однократного испарения ГПС при 405˚С, 15 МПа и е = 0,913
Приход
Компонент
Расход
Газопарожидкостная смесь
Газопаровая фаза
Жидкая фаза
кг/ч
ā
кмоль/ч
кг/ч
ā
кмоль/ч
кг/ч
ā
кмоль/ч
Водород
26865
0,0637
13432
0,8410
26355
0,2258
13178
0,9031
Метан
8521
0,0202
533
0,0333
8162
0,0699
510
Этан
6681
0,0158
223
0,0139
6338
0,0543
Пропан
11894
0,0282
270
0,0169
11209
Изобутан
5625
0,0133
97
0,0061
Н-бутан
4533
0,0107
78
Сероводород
3198
0,0076
28-70 ℃
5024
70-180 ℃
Xi
509
кг/ч
0,0017
ā
255
0,1843
0,0350
360
0,0012
22
0,0163
211
0,0145
343
0,0011
11
0,0083
0,0960
255
0,0175
685
0,0022
16
0,0113
5257
0,0450
91
0,0062
369
0,0012
6
0,0046
0,0049
4214
0,0361
73
0,0050
319
0,0010
6
0,0040
94
0,0059
3019
0,0259
89
0,0061
179
0,0006
5
0,0038
0,0119
64
0,0040
1209
0,0104
15
0,0011
3815
0,0125
49
0,0354
6530
0,0155
57
0,0036
1139
0,0098
10
0,0007
5391
0,0177
47
0,0340
180-240 ℃
16376
0,0388
105
0,0066
2239
0,0192
14
0,0010
14137
0,0463
91
0,0659
240-360 ℃
37675
0,0893
175
0,0110
3598
0,0308
17
0,0011
34077
0,1116
158
0,1146
>360 ℃
289076
0,6850
844
0,0528
43994
0,3769
128
0,0088
245082
0,8028
715
0,5177
421998
1,0000
15973
1,0000
116733
1,0000
14591
1,0000
305265
1,0000
1382
1,0000
Итого
108
Таблица П3.4
Материальный баланс однократного испарения ГПС при 435 ˚С, 15 МПа и е = 0,926
Приход
Компонент
Расход
Газопарожидкостная смесь
Газопаровая фаза
Жидкая фаза
кг/ч
ā
кмоль/ч
кг/ч
ā
кмоль/
ч
кг/ч
ā
кмоль/ч
кг/ч
ā
кмоль/
ч
Водород
31692
0,0852
15846
0,8426
31117
0,2285
15559
0,8930
574
0,0024
287
0,2077
Метан
10748
0,0289
672
0,0357
10404
0,0764
650
0,0373
344
0,0015
22
0,0156
Этан
8571
0,0230
286
0,0152
8266
0,0607
276
0,0158
305
0,0013
10
0,0074
Пропан
16093
0,0433
366
0,0194
15463
0,1136
351
0,0202
629
0,0027
14
0,0103
Изобутан
10030
0,0270
173
0,0092
9541
0,0701
165
0,0094
489
0,0021
8
0,0061
Н-бутан
7213
0,0194
124
0,0066
6839
0,0502
118
0,0068
374
0,0016
6
0,0047
Сероводород
355
0,0010
10
0,0006
340
0,0025
10
0,0006
15
0,0001
0
0,0003
28-70 ℃
11722
0,0315
150
0,0080
4241
0,0311
54
0,0031
7481
0,0317
96
0,0693
70-180 ℃
15236
0,0409
133
0,0071
4179
0,0307
36
0,0021
11057
0,0469
96
0,0696
180-240 ℃
38211
0,1027
246
0,0131
9698
0,0712
62
0,0036
28512
0,1209
184
0,1327
240-360 ℃
87908
0,2363
408
0,0217
21055
0,1546
98
0,0056
66853
0,2834
311
0,2246
>360 ℃
134297
0,3609
392
0,0208
15026
0,1103
44
0,0025
119271
0,5056
348
0,2517
372074
1,0000
18806
1,0000
136169
1,0000
17423
1,0000
235905
1,0000
1383
1,0000
Итого
109
Приложение 4
Таблица П4.1
Расчет молярной массы УВГ
Компонент
Водород
Метан
Этан
Пропан
Изобутан
Н-бутан
Итого
𝑀𝑖,
кг/кмоль
2
16
30
44
58
58
72
𝑦𝑖
𝑀𝑖 ∙ 𝑦𝑖
Ῡi
0,9952
0,0021
0,001
0,0007
0,0005
0,0005
1,9904
0,0336
0,0300
0,0308
0,0290
0,0290
42,0120
0,9289
0,0157
0,0140
0,0144
0,0135
0,0135
1,0000
Таблица П4.2
Расчет парциальных давлений компонентов ГСС на входе в реактор
Компоненты
Сырье
СВСГ
ЦВСГ
Итого
кг/ч
352469
6808
62721
421998
𝑀𝑖, кг/кмоль
380
2,1
4,3
Ni, кмоль/час
928
3177
14600
18705
Pi, МПа
0,74
2,55
11,71
15,00
Yi
0,0496
0,1699
0,7805
1,0000
Таблица П4.3
Расчет парциальных давлений компонентов ГПС на выходе из реактора
Компоненты
Газ
Сероводород
28-70 ℃
70-180 ℃
180-240 ℃
240-360 ℃
>360 ℃
ЦВСГ
Итого
кг/ч
3198
1399
5024
6530
16376
37675
289076
62721
421998
𝑀𝑖, кг/кмоль
42,01
34,00
78,01
114,90
155,35
215,25
342,57
4,30
Ni, кмоль/час
76
41
64
57
105
175
844
14600
15963
Yi
0,0048
0,0026
0,0040
0,0036
0,0066
0,0110
0,0529
0,9146
1,0000
Pi, МПа
0,07
0,04
0,06
0,05
0,10
0,16
0,79
13,72
15,00
Таблица П4.4
Расчет парциальных давлений компонентов ГСС на входе в реактор 2
Компоненты
ГО ВГ
СВСГ
ЦВСГ
Итого
кг/ч
289076
9023
73975
372074
𝑀𝑖,
кг/кмоль
342,57
2,1
4,3
Ni,
кмоль/час
844
4211
17219
22274
Yi
0,0379
0,1891
0,7731
1,0000
Pi,
МПа
0,57
2,84
11,60
15,00
110
Таблица П4.5
Расчет парциальных давлений компонентов ГПС на выходе из реактора 2
Компоненты
Газ
Сероводород
28-70 ℃
70-180 ℃
180-240 ℃
240-360 ℃
>360 ℃
ЦВСГ
Итого
кг/ч
10371
355
11722
15236
38211
87908
134297
73975
372074
𝑀𝑖,
кг/кмоль
42,01
34,00
78,01
114,90
155,35
215,25
342,57
4,30
Ni,
кмоль/час
247
10
150
133
246
408
392
17219
18806
Yi
0,0131
0,0006
0,0080
0,0071
0,0131
0,0217
0,0208
0,9156
1,0000
Pi,
МПа
0,20
0,01
0,12
0,11
0,20
0,33
0,31
13,73
15,00
111
Приложение 5
Таблица П5.1
Определение псевдокритических параметров нефтепродуктов в реакторе 1
Нефтепродукт
Сырье
28-70 ℃
70-180 ℃
180-240 ℃
240-360 ℃
>360 ℃
𝜌420
15
𝜌15
α
0,899
0,668
0,74
0,79
0,83
0,88
0,903
0,673
0,744
0,794
0,834
0,883
0,000647
0,0009
0,000844
0,000778
0,000725
0,00066
tср об,
°С
421,2
54,6
132,2
196
279,6
411,3
tср об, K
∆t
tср мол, K
К
М
694
328
405
469
553
684
11,2
3,33
4
2,7
8
9
683
324
401
466
545
675
11,9
12,4
12,1
11,9
11,9
12,1
380
78,01
114,90
155,35
215,25
342,57
Тпс.кр.,
°С
613
215
313
387
465
605
Тпс.кр.,
К
886
488
586
660
738
878
Рпс.кр.,
МПа
1,1
3,37
2,75
2,15
1,7
1,2
Таблица П5.2
Определение энтальпии СВСГ при 15 МПа
Компоне
нты
Ῡ
Водород
Метан
Этан
Пропан
Изобутан
Н-бутан
Итого
0,9289
0,0157
0,0140
0,0144
0,0135
0,0135
1,0000
300
Нi,
кДж/кг
8404,1
1175,0
984,3
932,0
882,0
878,8
Нi∙Ῡ,
кДж/кг
7806,4
18,4
13,8
13,4
11,9
11,9
7875,8
350
Нi,
кДж/кг
9146,1
1350,0
1151,5
1109,7
1078,5
1047,0
Нi∙Ῡ,
кДж/кг
8495,6
21,2
16,1
16,0
14,6
14,2
8577,6
Температура, °С
395
405
Нi,
Нi∙Ῡ,
Нi,
Нi∙Ῡ,
кДж/кг кДж/кг кДж/кг кДж/кг
9815,0 9116,9 9963,7
9255,1
1507,0
23,6
1549,0
24,3
1360,0
19,0
1382,0
19,3
1266,0
18,2
1298,0
18,7
1005,0
13,6
1030,0
13,9
1226,0
16,6
1256,0
17,0
9208,0
9348,3
420
Нi,
кДж/кг
10187,0
1600,0
1437,0
1340,0
1087,0
1302,0
Нi∙Ῡ,
кДж/кг
9462,5
25,1
20,1
19,3
14,7
17,6
9559,3
435
Нi,
кДж/кг
10410,4
1654,0
1485,0
1394,0
1140,0
1360,0
Нi∙Ῡ,
кДж/кг
9670,0
25,9
20,8
20,0
15,4
18,4
9770,6
112
Таблица П5.3
Определение энтальпии ЦВСГ реакции при 15 МПа
Компоненты
Водород
Метан
Этан
Пропан
Изобутан
Н-бутан
Итого
300
Ῡ
0,4283
0,1341
0,1047
0,1844
0,0810
0,0675
1,0000
Нi,
кДж/кг
8404,1
1175,0
984,3
932,0
882,0
878,8
350
Нi∙Ῡ,
кДж/кг
3599,5
157,5
103,1
171,8
71,4
59,3
4162,8
Нi,
кДж/кг
9146,1
1350,0
1151,5
1109,7
1078,5
1047,0
Нi∙Ῡ,
кДж/кг
3917,3
181,0
120,6
204,6
87,4
70,7
4581,6
Температура, °С
395
405
Нi,
Нi∙Ῡ,
Нi,
Нi∙Ῡ,
кДж/кг кДж/кг кДж/кг кДж/кг
9815,0 4203,8 9963,7 4267,5
1507,0
202,1
1549,0
207,7
1360,0
142,5
1382,0
144,8
1266,0
233,4
1298,0
239,3
1005,0
81,4
1030,0
83,4
1226,0
82,8
1256,0
84,8
4945,9
5027,5
420
Нi,
кДж/кг
10187,0
1600,0
1437,0
1340,0
1087,0
1302,0
435
Нi∙Ῡ,
кДж/кг
4363,2
214,5
150,5
247,0
88,1
87,9
5151,2
Нi,
кДж/кг
10410,4
1654,0
1485,0
1394,0
1140,0
1360,0
Нi∙Ῡ,
кДж/кг
4458,8
221,8
155,6
257,0
92,3
91,8
5277,3
Таблица П5.4
Определение энтальпии УВГ реакции при 15 МПа
Компоненты
300
Ῡ
Нi,
кДж/к
г
Водород
0,0008
Метан
Этан
Пропан
Изобутан
Н-бутан
Итого
0,0800
0,0793
0,2367
0,3893
0,2140
1,0000
350
Температура, °С
395
405
Нi,
Нi,
Нi∙Ῡ,
Нi∙Ῡ,
кДж/к
кДж/к
кДж/кг
кДж/кг
г
г
Нi∙Ῡ,
кДж/кг
Нi,
кДж/к
г
Нi∙Ῡ,
кДж/кг
8404,1
6,4
9146,1
7,0
9815,0
7,5
9963,7
7,6
1175,0
984,3
932,0
882,0
878,8
94,0
78,0
220,6
343,4
188,1
930,4
1350,0
1151,5
1109,7
1078,5
1047,0
108,0
91,3
262,7
419,9
224,0
1112,8
1507,0
1360,0
1266,0
1005,0
1226,0
120,5
107,8
299,7
391,3
262,3
1189,1
1549,0
1382,0
1298,0
1030,0
1256,0
123,9
109,5
307,2
401,0
268,8
1218,0
420
Нi,
кДж/кг
10187,
0
1600,0
1437,0
1340,0
1087,0
1302,0
435
Нi∙Ῡ,
кДж/кг
7,8
128,0
113,9
317,2
423,2
278,6
1268,6
Нi,
кДж/кг
10410,
4
1654,0
1485,0
1394,0
1140,0
1360,0
Нi∙Ῡ,
кДж/кг
7,9
132,3
117,7
330,0
443,8
291,0
1322,7
113
Таблица П5.5
Определение энтальпии сырья при давлении 0,74 МПа
Показатели
t, ℃
T, К
Tпр
Pпр
∆H∙M/Tкр
∆Н, кДж/кг
Н0, кДж/кг
Hр, кДж/кг
hр, кДж/кг
300
573
0,65
0,676
-7,11
-16,59
929,5
912,9
693,47
350
623
0,70
0,676
-6,02
-14,03
1059,2
1045,2
840,28
Значения показателей
395
405
420
668
678
693
0,75
0,77
0,78
0,676
0,676
0,676
-5,23
-5,08
-4,86
-12,20
-11,85
-11,34
1183,7
1212,4
1256,0
1171,5
1200,5
1244,7
980,05
1012,09
1060,82
435
708
0,80
0,676
-4,66
-10,86
1300,5
1289,7
1110,35
Таблица П5.6
Определение энтальпии ЛБ при давлении 0,06 МПа
Показатели
t, ℃
T, К
Tпр
Pпр
∆H∙M/Tкр
∆Н, кДж/кг
Н0, кДж/кг
Hр, кДж/кг
hр, кДж/кг
300
573
1,17
0,018
-0,06
-0,36
1021,5
1021,2
803,38
350
623
1,28
0,018
-0,05
-0,30
1160,9
1160,5
973,47
Значения показателей
395
405
420
668
678
693
1,37
1,39
1,42
0,018
0,018
0,018
-0,04
-0,04
-0,04
-0,26
-0,26
-0,25
1294,6
1325,4
1372,3
1294,3
1325,1
1372,0
1135,38
1172,50
1228,96
435
708
1,45
0,018
-0,04
-0,23
1420,1
1419,8
1286,34
Таблица П5.7
Определение энтальпии ТБ при давлении 0,05 МПа
Показатели
t, ℃
T, К
Tпр
Pпр
∆H∙M/Tкр
∆Н, кДж/кг
Н0, кДж/кг
Hр, кДж/кг
hр, кДж/кг
300
573
0,98
0,019
-0,09
-0,46
992,9
992,4
763,69
350
623
1,06
0,019
-0,08
-0,39
1129,2
1128,8
925,37
Значения показателей
395
405
420
668
678
693
1,14
1,16
1,18
0,019
0,019
0,019
-0,07
-0,06
-0,06
-0,34
-0,33
-0,31
1260,0
1290,1
1336,0
1259,7
1289,8
1335,7
1079,29
1114,58
1168,24
435,0
708,0
1,21
0,019
-0,06
-0,3
1382,8
1382,5
1222,79
114
Таблица П5.8
Определение энтальпии РТ при давлении 0,1 МПа
Показатели
t, ℃
T, К
Tпр
Pпр
∆H∙M/Tкр
∆Н, кДж/кг
Н0, кДж/кг
Hр, кДж/кг
hр, кДж/кг
300
573
0,87
0,046
-0,27
-1,14
973,0
971,8
739,42
350
623
0,94
0,046
-0,23
-0,97
1107,2
1106,3
895,96
Значения показателей
395
405
420
668
678
693
1,01
1,03
1,05
0,046
0,046
0,046
-0,20
-0,19
-0,18
-0,84
-0,82
-0,78
1236,1
1265,7
1311,0
1235,2
1264,9
1310,2
1044,98
1079,15
1131,10
435
708
1,07
0,046
-0,18
-0,75
1357,0
1356,3
1183,92
Таблица П5.9
Определение энтальпии ДТ при давлении 0,16 МПа
Показатели
t, ℃
T, К
Tпр
Pпр
∆H∙M/Tкр
∆Н, кДж/кг
Н0, кДж/кг
Hр, кДж/кг
hр, кДж/кг
300
573
0,78
0,097
-0,71
-2,42
957,1
954,7
721,58
350
623
0,84
0,097
-0,60
-2,05
1089,7
1087,6
874,35
Значения показателей
395
405
420
668
678
693
0,91
0,92
0,94
0,097
0,097
0,097
-0,52
-0,50
-0,48
-1,78
-1,73
-1,66
1216,9
1246,2
1290,9
1215,1
1244,5
1289,2
1019,77
1053,11
1103,82
435
708,0
0,96
0,097
-0,5
-1,6
1336,4
1334,8
1155,36
Таблица П5.10
Определение энтальпии ГО ВГ при давлении 0,79МПа
Показатели
t, ℃
T, К
Tпр
Pпр
∆H∙M/Tкр
∆Н, кДж/кг
Н0, кДж/кг
Hр, кДж/кг
hр, кДж/кг
300
573
0,65
0,661
-6,83
-17,50
937,2
919,7
701,00
350
623
0,71
0,661
-5,77
-14,80
1067,7
1052,9
849,40
Значения показателей
395
405
668
678
0,76
0,77
0,661
0,661
-5,02
-4,88
-12,87
-12,50
1193,0
1221,8
1180,1
1209,3
990,68
1023,07
420
693
0,79
0,661
-4,67
-11,96
1265,8
1253,8
1072,33
435
708
0,81
0,661
-4,47
-11,46
1310,5
1299,1
1122,40
115
Таблица П5.11
Определение энтальпии сырья (ГО ВГ) при давлении 0,57 МПа
Показатели
t, ℃
T, К
Tпр
Pпр
∆H∙M/Tкр
∆Н, кДж/кг
Н0, кДж/кг
Hр, кДж/кг
hр, кДж/кг
300
573
0,65
0,517
-5,43
-12,67
929,5
916,9
701,00
350
623
0,70
0,517
-4,60
-10,72
1059,2
1048,5
849,40
Значения показателей
395
405
420
668
678
693
0,75
0,77
0,78
0,517
0,517
0,517
-4,00
-3,88
-3,72
-9,32
-9,05
-8,66
1183,7
1212,4
1256,0
1174,4
1203,3
1247,4
990,68
1023,07
1072,33
435
708
0,80
0,517
-3,56
-8,30
1300,5
1292,2
1122,40
Таблица П5.12
Определение энтальпии ЛБ при давлении 0,12 МПа
Показатели
t, ℃
T, К
Tпр
Pпр
∆H∙M/Tкр
∆Н, кДж/кг
Н0, кДж/кг
Hр, кДж/кг
hр, кДж/кг
300
573
1,17
0,036
-0,11
-0,71
1021,5
1020,8
803,38
350
623
1,28
0,036
-0,10
-0,60
1160,9
1160,3
973,47
Значения показателей
395
405
420
668
678
693
1,37
1,39
1,42
0,036
0,036
0,036
-0,08
-0,08
-0,08
-0,52
-0,51
-0,49
1294,6
1325,4
1372,3
1294,1
1324,9
1371,8
1135,38
1172,50
1228,96
435
708
1,45
0,036
-0,07
-0,47
1420,1
1419,6
1286,34
Таблица П5.13
Определение энтальпии ТБ при давлении 0,11 МПа
Показатели
t, ℃
T, К
Tпр
Pпр
∆H∙M/Tкр
∆Н, кДж/кг
Н0, кДж/кг
Hр, кДж/кг
hр, кДж/кг
300
573
0,98
0,038
-0,18
-0,90
992,9
991,9
763,69
350
623
1,06
0,038
-0,15
-0,76
1129,2
1128,4
925,37
Значения показателей
395
405
420
668
678
693
1,14
1,16
1,18
0,038
0,038
0,038
-0,13
-0,13
-0,12
-0,66
-0,64
-0,62
1260,0
1290,1
1336,0
1259,4
1289,5
1335,4
1079,29
1114,58
1168,24
435,0
708,0
1,21
0,038
-0,12
-0,6
1382,8
1382,2
1222,79
116
Таблица П5.14
Определение энтальпии РТ при давлении 0,2 МПа
Показатели
t, ℃
T, К
Tпр
Pпр
∆H∙M/Tкр
∆Н, кДж/кг
Н0, кДж/кг
Hр, кДж/кг
hр, кДж/кг
300
573
0,87
0,091
-0,53
-2,26
973,0
970,7
739,42
350
623
0,94
0,091
-0,45
-1,91
1107,2
1105,3
895,96
Значения показателей
395
405
420
668
678
693
1,01
1,03
1,05
0,091
0,091
0,091
-0,39
-0,38
-0,36
-1,67
-1,62
-1,55
1236,1
1265,7
1311,0
1234,4
1264,1
1309,4
1044,98
1079,15
1131,10
435
708
1,07
0,091
-0,35
-1,48
1357,0
1355,5
1183,92
Таблица П5.15
Определение энтальпии ДТ при давлении 0,33 МПа
Показатели
t, ℃
T, К
Tпр
Pпр
∆H∙M/Tкр
∆Н, кДж/кг
Н0, кДж/кг
Hр, кДж/кг
hр, кДж/кг
300
573
0,78
0,192
-1,40
-4,80
957,1
952,3
721,58
350
623
0,84
0,192
-1,18
-4,06
1089,7
1085,6
874,35
Значения показателей
395
405
420
668
678
693
0,91
0,92
0,94
0,192
0,192
0,192
-1,03
-1,00
-0,96
-3,53
-3,43
-3,28
1216,9
1246,2
1290,9
1213,4
1242,8
1287,6
1019,77
1053,11
1103,82
435
708,0
0,96
0,192
-0,9
-3,1
1336,4
1333,2
1155,36
117
Приложение 6
Таблица П6.1
Расчет псевдокритических параметров газопаровой фазы ГСС в реакторе 1
Компоненты
Сырьё
ЦВСГ
СВСГ
Итого
yi
0,0496
0,7805
0,1699
1,0000
Критические параметры
Температура, К
Давление, МПа
613
1,10
-219,79
2,03
-238,58
1,83
-
Tкр i ∙ yi
Pкр i ∙ yi
43,94
41,53
5,85
91,31
0,05
1,59
0,31
1,95
Таблица П6.2
Расчет псевдокритических параметров газопаровой фазы ГПС на выходе из
реактора 1
Компоненты
Газ
Сероводород
28-70 ℃
70-180 ℃
180-240 ℃
240-360 ℃
>360 ℃
ЦВСГ
Итого
yi
0,0048
0,0026
0,0040
0,0036
0,0066
0,0110
0,0529
0,9146
1,0000
Критические параметры
Температура, К
Давление, МПа
68,23
4,15
100,40
8,89
215,00
3,37
313,00
2,75
387,00
2,15
465,00
1,70
605,00
1,20
-219,79
2,03
-
Tкр i ∙ yi
Pкр i ∙ yi
1,63
0,96
1,97
2,09
4,36
8,09
46,41
48,67
114,18
0,02
0,02
0,01
0,01
0,01
0,02
0,06
1,86
2,02
Таблица П6.3
Расчет псевдокритических параметров газопаровой фазы ГСС в реакторе 2
Компоненты
Сырьё
ЦВСГ
СВСГ
Итого
yi
0,0379
0,7731
0,1891
1,0000
Критические параметры
Температура, К
Давление,
МПа
613
1,1
-219,8
2,0
-238,6
1,8
-
Tкр i ∙ yi
Pкр i ∙ yi
33,57
41,13
6,51
81,21
0,04
1,57
0,35
1,96
Таблица П6.4
Расчет псевдокритических параметров газопаровой фазы ГПС на выходе из
реактора 2
Компоненты
Газ
Сероводород
28-70 ℃
70-180 ℃
180-240 ℃
240-360 ℃
>360 ℃
ЦВСГ
Итого
yi
0,0131
0,0006
0,0080
0,0071
0,0131
0,0217
0,0208
0,9156
1,0000
Критические параметры
Температура, К Давление, МПа
68,23
4,15
100,40
8,89
215,00
3,37
313,00
2,75
387,00
2,15
465,00
1,70
605,00
1,20
-219,79
2,03
-
Tкр i ∙ yi
Pкр i ∙ yi
4,48
0,21
3,90
4,13
8,63
16,03
18,30
48,72
104,40
0,05
0,00
0,03
0,02
0,03
0,04
0,03
1,86
2,06
118
Приложение 7
Таблица П7.1
Состав и расход ГПС на входе в ГСВД
Компонент
Молярная
масса,
кг/кмоль
Расход, кг/ч
Массовая
доля
Количество,
кмоль/ч
Мольная
доля
Водород
2
58556
0,0737
29278
0,8418
Метан
16
19269
0,0243
1204
0,0346
Этан
30
15252
0,0192
508
0,0146
Пропан
44
27987
0,0352
636
0,0183
Изобутан
58
15655
0,0197
270
0,0078
Н-бутан
58
11746
0,0148
203
0,0058
Сероводород
34
3553
0,0045
105
0,0030
28-70 ℃
78,0
16745
0,0211
215
0,0062
70-180 ℃
114,9
21766
0,0274
189
0,0054
180-240 ℃
155,4
54587
0,0687
351
0,0101
240-360 ℃
215,2
125583
0,1582
583
0,0168
>360 ℃
342,6
423373
0,5332
1236
0,0355
794072
1,0000
34779
1,0000
Итого
Таблица П7.2
Состав газовой и жидкой фаз на выходе из С-1 при температуре 280 0С и
давлении 10 МПа
Компонент
Водород
Метан
Этан
Пропан
Изобутан
Н-бутан
Сероводород
28-70 ℃
70-180 ℃
180-240 ℃
240-360 ℃
>360 ℃
Итого
Мольная доля
компонента
сырья
0,8418
0,0346
0,0146
0,0183
0,0078
0,0058
0,0030
0,0062
0,0054
0,0101
0,0168
0,0355
1,0000
Константа
фазового
равновесия
15
1,95
1,5
1,2
1,1
1,05
1,4
0,015
0,01
0,009
0,008
0,004
-
Мольная доля
газопаровой
фазы
0,0605
0,0185
0,0100
0,0154
0,0071
0,0056
0,0022
0,0674
0,0626
0,1174
0,1970
0,4363
1,0000
Мольная доля
компонента
жидкой фазы
0,9077
0,0360
0,0150
0,0185
0,0078
0,0058
0,0031
0,0010
0,0006
0,0011
0,0016
0,0017
1,0000
119
Таблица П7.3
Материальный баланс однократного испарения ГПС в сепараторе С-1 при 280 ˚С и 10 МПа
Приход
Компонент
Расход
Газопарожидкостная смесь
Газопаровая фаза
Жидкая фаза
кг/ч
ā
кмоль/ч
ai
кг/ч
Ῡ
кмоль/ч
Yi
кг/ч
Ẍ
кмоль/ч
Xi
Водород
58556
0,0737
29278
0,8418
58229
0,3127
29115
0,9077
327
0,0005
164
0,0605
Метан
19269
0,0243
1204
0,0346
18471
0,0992
1154
0,0360
799
0,0013
50
0,0185
Этан
15252
0,0192
508
0,0146
14440
0,0775
481
0,0150
812
0,0013
27
0,0100
Пропан
27987
0,0352
636
0,0183
26149
0,1404
594
0,0185
1837
0,0030
42
0,0154
Изобутан
15655
0,0197
270
0,0078
14541
0,0781
251
0,0078
1115
0,0018
19
0,0071
Н-бутан
11746
0,0148
203
0,0058
10873
0,0584
187
0,0058
873
0,0014
15
0,0056
Сероводород
3553
0,0045
105
0,0030
3351
0,0180
99
0,0031
202
0,0003
6
0,0022
28-70 ℃
16745
0,0211
215
0,0062
2529
0,0136
32
0,0010
14216
0,0234
182
0,0674
70-180 ℃
21766
0,0274
189
0,0054
2308
0,0124
20
0,0006
19458
0,0320
169
0,0626
180-240 ℃
54587
0,0687
351
0,0101
5264
0,0283
34
0,0011
49322
0,0811
317
0,1174
240-360 ℃
125583
0,1582
583
0,0168
10882
0,0584
51
0,0016
114701
0,1887
533
0,1970
>360 ℃
423373
0,5332
1236
0,0355
19174
0,1030
56
0,0017
404199
0,6650
1180
0,4363
794072
1,0000
34779
1,0000
186211
1,0000
32074
1,0000
607861
1,0000
2705
1,0000
Итого
120
Таблица П7.4
Расчет критических параметров газопаровой фазы
Компоненты
водород
метан
этан
пропан
изобутан
бутан
Сероводород
28-70 ℃
70-180 ℃
180-240 ℃
240-360 ℃
>360 ℃
Итого
yi
0,9077
0,0360
0,0150
0,0185
0,0078
0,0058
0,0031
0,0010
0,0006
0,0011
0,0016
0,0017
1,0000
Критические параметры
T ∙y
Температура, К Давление, МПа кр i i
-239,8
1,82
30,1
-82,5
4,68
6,9
32,2
4,92
4,6
96,8
4,28
6,9
134
3,76
3,2
153,1
3,67
2,5
100,4
8,9
1,1
215,0
3,4
0,5
313,0
2,8
0,4
387,0
2,2
0,7
465,0
1,7
1,2
605,0
1,2
1,5
59,5
Pкр i ∙ yi
1,652
0,168
0,074
0,079
0,029
0,021
0,027
0,003
0,002
0,002
0,003
0,002
2,064
Таблица П7.5
Состав и расход ГПС на входе в ХСВД
Компонент
Водород
Метан
Этан
Пропан
Изобутан
Н-бутан
Сероводород
28-70 ℃
70-180 ℃
180-240 ℃
240-360 ℃
>360 ℃
Итого
М, кг/кмоль
G, кг/ч
2
16
30
44
58
58
34
78
115
155
215
343
58229
18471
14440
26149
14541
10873
3351
2529
2308
5264
10882
19174
186211
Массовая доля
0,3127
0,0992
0,0775
0,1404
0,0781
0,0584
0,0180
0,0136
0,0124
0,0283
0,0584
0,1030
1,0000
N, кмоль/ч
29115
1154
481
594
251
187
99
32
20
34
51
56
32074
Мольная доля
0,9077
0,0360
0,0150
0,0185
0,0078
0,0058
0,0031
0,0010
0,0006
0,0011
0,0016
0,0017
1,0000
Таблица П7.6
Состав фаз на выходе из С-2 при температуре 50 ℃ и давлении 10 МПа
Компонент
Водород
Метан
Этан
Пропан
Изобутан
Н-бутан
Сероводород
28-70 ℃
70-180 ℃
180-240 ℃
240-360 ℃
>360 ℃
Итого
Ni
0,9077
0,0360
0,0150
0,0185
0,0078
0,0058
0,0031
0,0010
0,0006
0,0011
0,0016
0,0017
1,0000
Ki
28
1,6
0,75
0,42
0,225
0,19
1,1
0,003
0,002
0,0015
0,001
0,0005
-
Yi
0,0326
0,0225
0,0200
0,0437
0,0340
0,0300
0,0028
0,1113
0,0774
0,1391
0,2221
0,2644
1,0000
Xi
0,9131
0,0361
0,0150
0,0184
0,0077
0,0057
0,0031
0,0003
0,0002
0,0002
0,0002
0,0001
1,0000
121
Таблица П7.7
Материальный баланс однократного испарения ГПС в сепараторе С-2 при 50 ˚С и 10 МПа
Компонент
Водород
Метан
Этан
Пропан
Изобутан
Н-бутан
Сероводород
28-70 ℃
70-180 ℃
180-240 ℃
240-360 ℃
>360 ℃
Итого
Приход
Газопарожидкостная смесь
Расход
Газопаровая фаза
Жидкая фаза
кг/ч
ā
кмоль/ч
ai
кг/ч
Ῡ
кмоль/ч
Yi
кг/ч
Ẍ
кмоль/ч
Xi
58229
18471
14440
26149
14541
10873
3351
2529
2308
5264
10882
19174
186211
0,3127
0,0992
0,0775
0,1404
0,0781
0,0584
0,0180
0,0136
0,0124
0,0283
0,0584
0,1030
1,0000
29115
1154
481
594
251
187
99
32
20
34
51
56
32074
0,9077
0,0360
0,0150
0,0185
0,0078
0,0058
0,0031
0,0010
0,0006
0,0011
0,0016
0,0017
1,0000
58216
18400
14323
25772
14154
10533
3333
830
567
1034
1524
1444
150129
0,3878
0,1226
0,0954
0,1717
0,0943
0,0702
0,0222
0,0055
0,0038
0,0069
0,0102
0,0096
1,0000
29108
1150
477
586
244
182
98
11
5
7
7
4
31878
0,9131
0,0361
0,0150
0,0184
0,0077
0,0057
0,0031
0,0003
0,0002
0,0002
0,0002
0,0001
1,0000
13
71
117
377
386
340
19
1699
1741
4231
9358
17730
36082
0,0004
0,0020
0,0032
0,0104
0,0107
0,0094
0,0005
0,0471
0,0482
0,1173
0,2594
0,4914
1,0000
6
4
4
9
7
6
1
22
15
27
43
52
196
0,0326
0,0225
0,0200
0,0437
0,0340
0,0300
0,0028
0,1113
0,0774
0,1391
0,2221
0,2644
1,0000
122
Таблица П7.8
Расчет критических параметров газопаровой фазы
Компоненты
водород
метан
этан
пропан
изобутан
бутан
Сероводород
28-70 ℃
70-180 ℃
180-240 ℃
240-360 ℃
>360 ℃
Итого
yi
0,9131
0,0361
0,0150
0,0184
0,0077
0,0057
0,0031
0,0003
0,0002
0,0002
0,0002
0,0001
1,0000
Критические параметры
T ∙y
Температура, К Давление, МПа кр i i
-239,8
1,82
30,3
-82,5
4,68
6,9
32,2
4,92
4,6
96,8
4,28
6,8
134
3,76
3,1
153,1
3,67
2,4
100,4
8,9
1,1
215,0
3,4
0,2
313,0
2,8
0,1
387,0
2,2
0,1
465,0
1,7
0,2
605,0
1,2
0,1
55,9
Pкр i ∙ yi
1,662
0,169
0,074
0,079
0,029
0,021
0,027
0,001
0,000
0,000
0,000
0,000
2,063
Таблица П7.9
Состав и расход ГПС на входе в ГСНД
Компонент
Молярная масса Расход, кг/ч масс. доля Ni, кмоль/ч Мольная доля
Водород
2
327
0,0005
164
0,0605
Метан
16
799
0,0013
50
0,0185
Этан
30
812
0,0013
27
0,0100
Пропан
44
1837
0,0030
42
0,0154
Изобутан
58
1115
0,0018
19
0,0071
Н-бутан
58
873
0,0014
15
0,0056
Сероводород
34
202
0,0003
6
0,0022
28-70 ℃
78
14216
0,0234
182
0,0674
70-180 ℃
115
19458
0,0320
169
0,0626
180-240 ℃
155
49322
0,0811
317
0,1174
240-360 ℃
215
114701
0,1887
533
0,1970
>360 ℃
343
404199
0,6650
1180
0,4363
607861
1,0000
2704
1,0000
Итого
123
Таблица П7.10
Состав газовой и жидкой фаз на выходе из С-3 при температуре 280 0С и
давлении 0,5 МПа
Компонент
Водород
Метан
Этан
Пропан
Изобутан
Н-бутан
Сероводород
28-70 ℃
70-180 ℃
180-240 ℃
240-360 ℃
>360 ℃
Итого
Мольная доля
компонента
сырья
0,0605
0,0185
0,0100
0,0154
0,0071
0,0056
0,0022
0,0674
0,0626
0,1174
0,1970
0,4363
1,0000
Константа
фазового
равновесия
60
32
20
15
13
11
14
0,07
0,06
0,05
0,045
0,002
-
Мольная доля
газопаровой
фазы
0,0093
0,0048
0,0036
0,0067
0,0034
0,0029
0,0010
0,0738
0,0686
0,1288
0,2163
0,4809
1,0000
Мольная доля
компонента
жидкой фазы
0,5594
0,1520
0,0723
0,1006
0,0436
0,0317
0,0139
0,0052
0,0041
0,0064
0,0097
0,0010
1,0000
124
Таблица П7.11
Материальный баланс однократного испарения ГПС в сепараторе С-3 при 270 ˚С и 0,5 МПа
Компонент
Водород
Метан
Этан
Пропан
Изобутан
Н-бутан
Сероводород
28-70 ℃
70-180 ℃
180-240 ℃
240-360 ℃
>360 ℃
Итого
Приход
Газопарожидкостная смесь
Расход
Газопаровая фаза
Жидкая фаза
кг/ч
ā
кмоль/ч
ai
кг/ч
Ῡ
кмоль/ч
Yi
кг/ч
Ẍ
кмоль/ч
Xi
327
799
812
1837
1115
873
202
14216
19458
49322
114701
404199
607861
0,0005
0,0013
0,0013
0,0030
0,0018
0,0014
0,0003
0,0234
0,0320
0,0811
0,1887
0,6650
1,0000
164
50
27
42
19
15
6
182
169
317
533
1180
2704
0,0605
0,0185
0,0100
0,0154
0,0071
0,0056
0,0022
0,0674
0,0626
0,1174
0,1970
0,4363
1,0000
282
612
546
1114
637
463
119
101
119
252
527
83
4855
0,0580
0,1261
0,1124
0,2294
0,1312
0,0954
0,0245
0,0209
0,0245
0,0519
0,1086
0,0171
1,0000
141
38
18
25
11
8
4
1
1
2
2
0
252
0,5594
0,1520
0,0723
0,1006
0,0436
0,0317
0,0139
0,0052
0,0041
0,0064
0,0097
0,0010
1,0000
46
186
266
724
478
410
83
14115
19339
49071
114173
404116
603007
0,0001
0,0003
0,0004
0,0012
0,0008
0,0007
0,0001
0,0234
0,0321
0,0814
0,1893
0,6702
1,0000
23
12
9
16
8
7
2
181
168
316
530
1180
2453
0,0093
0,0048
0,0036
0,0067
0,0034
0,0029
0,0010
0,0738
0,0686
0,1288
0,2163
0,4809
1,0000
125
Таблица П7.12
Расчет критических параметров газопаровой фазы
Компоненты
водород
метан
этан
пропан
изобутан
бутан
Сероводород
28-70 ℃
70-180 ℃
180-240 ℃
240-360 ℃
>360 ℃
Итого
yi
0,5594
0,1520
0,0723
0,1006
0,0436
0,0317
0,0139
0,0052
0,0041
0,0064
0,0097
0,0010
1,0000
Критические параметры
T ∙y
Температура, К Давление, МПа кр i i
-239,8
1,82
18,6
-82,5
4,68
29,0
32,2
4,92
22,1
96,8
4,28
37,2
134
3,76
17,8
153,1
3,67
13,5
100,4
8,9
5,2
215,0
3,4
2,5
313,0
2,8
2,4
387,0
2,2
4,2
465,0
1,7
7,2
605,0
1,2
0,8
160,5
Pкр i ∙ yi
1,018
0,712
0,356
0,430
0,164
0,116
0,124
0,017
0,011
0,014
0,017
0,001
2,980
Таблица П7.13
Состав и расход ГПС на входе в ХСНД
Компонент
Молярная
масса,
кг/кмоль
Расход, кг/ч
Массовая
доля
Количество,
кмоль/ч
Мольная
доля
Водород
2
13
0,0004
6
0,0326
Метан
16
71
0,0020
4
0,0225
Этан
30
117
0,0032
4
0,0200
Пропан
44
377
0,0104
9
0,0437
Изобутан
58
386
0,0107
7
0,0340
Н-бутан
58
340
0,0094
6
0,0300
Сероводород
34
19
0,0005
1
0,0028
28-70 ℃
78
1699
0,0471
22
0,1113
70-180 ℃
115
1741
0,0482
15
0,0774
180-240 ℃
155
4231
0,1173
27
0,1391
240-360 ℃
215
9358
0,2594
43
0,2221
>360 ℃
343
17730
0,4914
52
0,2644
36082
1,0000
196
1,0000
Итого
126
Таблица П7.14
Состав газовой и жидкой фаз на выходе из С-4 при температуре 50 0С и
давлении 0,4 МПа
Компонент
Водород
Метан
Этан
Пропан
Изобутан
Н-бутан
Сероводород
28-70 ℃
70-180 ℃
180-240 ℃
240-360 ℃
>360 ℃
Итого
Мольная доля
компонента
сырья
0,0326
0,0225
0,0200
0,0437
0,0340
0,0300
0,0028
0,1113
0,0774
0,1391
0,2221
0,2644
1,0000
Константа
фазового
равновесия
200
30
20
15
10
9
2,5
0,23
0,025
0,002
0,0015
0,0009
-
Мольная доля
газопаровой
фазы
0,0011
0,0044
0,0054
0,0147
0,0150
0,0141
0,0023
0,1248
0,0898
0,1620
0,2586
0,3078
1,0000
Мольная доля
компонента
жидкой фазы
0,2241
0,1328
0,1084
0,2204
0,1498
0,1267
0,0058
0,0287
0,0022
0,0003
0,0004
0,0003
1,0000
127
Таблица П7.15
Материальный баланс однократного испарения ГПС в сепараторе С-4 при 50 ˚С и 0,4 МПа
Компонент
Водород
Метан
Этан
Пропан
Изобутан
Н-бутан
Сероводород
28-70 ℃
70-180 ℃
180-240 ℃
240-360 ℃
>360 ℃
Итого
Приход
Газопарожидкостная смесь
Расход
Газопаровая фаза
Жидкая фаза
кг/ч
ā
кмоль/ч
ai
кг/ч
Ῡ
кмоль/ч
Yi
кг/ч
Ẍ
кмоль/ч
Xi
13
71
117
377
386
340
19
1699
1741
4231
9358
17730
36082
0,0004
0,0020
0,0032
0,0104
0,0107
0,0094
0,0005
0,0471
0,0482
0,1173
0,2594
0,4914
1,0000
6
4
4
9
7
6
1
22
15
27
43
52
196
0,0326
0,0225
0,0200
0,0437
0,0340
0,0300
0,0028
0,1113
0,0774
0,1391
0,2221
0,2644
1,0000
12
59
90
268
240
203
5
62
7
1
2
3
953
0,0130
0,0616
0,0943
0,2812
0,2520
0,2131
0,0057
0,0650
0,0075
0,0015
0,0024
0,0028
1,0000
6,195
3,670
2,997
6,093
4,142
3,502
0,159
0,794
0,062
0,009
0,011
0,008
27,642
0,2241
0,1328
0,1084
0,2204
0,1498
0,1267
0,0058
0,0287
0,0022
0,0003
0,0004
0,0003
1,0000
0
12
27
109
146
137
13
1637
1734
4229
9356
17728
35128
0,0000
0,0003
0,0008
0,0031
0,0042
0,0039
0,0004
0,0466
0,0493
0,1204
0,2663
0,5047
1,0000
0
1
1
2
3
2
0
21
15
27
43
52
168
0,0011
0,0044
0,0054
0,0147
0,0150
0,0141
0,0023
0,1248
0,0898
0,1620
0,2586
0,3078
1,0000
128
Таблица П7.16
Расчет критических параметров газопаровой фазы
Компоненты
водород
метан
этан
пропан
изобутан
бутан
Сероводород
28-70 ℃
70-180 ℃
180-240 ℃
240-360 ℃
>360 ℃
Итого
yi
0,2241
0,1328
0,1084
0,2204
0,1498
0,1267
0,0058
0,0287
0,0022
0,0003
0,0004
0,0003
1,0000
Критические параметры
Температура, К Давление, МПа
-239,8
1,82
-82,5
4,68
32,2
4,92
96,8
4,28
134
3,76
153,1
3,67
100,4
8,9
215,0
3,4
313,0
2,8
387,0
2,2
465,0
1,7
605,0
1,2
-
Tкр i ∙ yi
Pкр i ∙ yi
7,4
25,3
33,1
81,5
61,0
54,0
2,2
14,0
1,3
0,2
0,3
0,2
280,5
0,408
0,621
0,533
0,943
0,563
0,465
0,051
0,097
0,006
0,001
0,001
0,000
3,690
129
Приложение 8
Таблица П8.1
Материальный баланс однократного испарения газопродуктовой смеси реактора 1 при 280 ˚С и 14,7 МПа
Компонент
ЦВСГ
H2S
УВГ
Лёгк Б
Тяж Б
Кер
ДТ
ГО ВГ
Итого
Приход
Газопарожидкостная смесь
Расход
Газопаровая фаза
Жидкая фаза
кг/ч
ā
кмоль/ч
ai
кг/ч
Ῡ
кмоль/ч
Yi
кг/ч
Ẍ
кмоль/ч
Xi
62721
3198
1399
5024
6530
16376
37675
289076
421998
0,1486
0,0076
0,0033
0,0119
0,0155
0,0388
0,0893
0,6850
1,0000
14600
94
33
64
57
105
175
844
15973
0,9140
0,0059
0,0021
0,0040
0,0036
0,0066
0,0110
0,0528
1,0000
61165
2969
1291
613
554
1262
2602
10340
70457
0,8681
0,0421
0,0183
0,0087
0,0079
0,0179
0,0369
0,1468
1,0000
14238
87
31
8
5
8
12
30
14418
0,9875
0,0061
0,0021
0,0005
0,0003
0,0006
0,0008
0,0021
1,0001
1555
229
108
4410
5976
15114
35073
278736
341201
0,0046
0,0007
0,0003
0,0129
0,0175
0,0443
0,1028
0,8169
1,0000
362
7
3
57
52
97
163
814
1555
0,2329
0,0043
0,0016
0,0364
0,0335
0,0626
0,1048
0,5234
0,9994
Таблица П8.2
Материальный баланс однократного испарения газопродуктовой смеси реактора 1 при 405 ˚С и 14,7 МПа
Компонент
ЦВСГ
H2S
Лёгк Б
УВГ
Тяж Б
Кер
ДТ
ГО ВГ
Итого
Приход
Газопарожидкостная смесь
Расход
Газопаровая фаза
Жидкая фаза
кг/ч
ā
кмоль/ч
ai
кг/ч
Ῡ
кмоль/ч
Yi
кг/ч
Ẍ
кмоль/ч
Xi
62721
3198
1399
5024
6530
16376
37675
289076
421998
0,1486
0,0076
0,0033
0,0119
0,0155
0,0388
0,0893
0,6850
1,0000
14600
94
33
64
57
105
175
844
15973
0,9140
0,0059
0,0021
0,0040
0,0036
0,0066
0,0110
0,0528
1,0000
61370
3019
1208
1319
1138
2237
3595
43957
117842
0,5208
0,0256
0,0102
0,0112
0,0097
0,0190
0,0305
0,3730
1,0000
14285
89
15
31
10
14
17
128
14590
0,9791
0,0061
0,0011
0,0022
0,0007
0,0010
0,0011
0,0088
1,0001
1351
179
191
3705
5392
14139
34080
245119
304156
0,0044
0,0006
0,0006
0,0122
0,0177
0,0465
0,1120
0,8059
1,0000
314
5
18
33
47
91
158
716
1383
0,2273
0,0038
0,0354
0,0014
0,0339
0,0658
0,1145
0,5173
0,9994
130
Таблица П8.3
Материальный баланс однократного испарения газосырьевой смеси реактора 1 при 300 ˚С и 15,0 МПа
Компонент
Приход
Газопарожидкостная смесь
кг/ч
ЦВСГ
СВСГ
Сырьё
Итого
62721
6808
352469
421998
Расход
Газопаровая фаза
Жидкая фаза
𝛼̅𝑖
кмоль/ч
αi
кг/ч
𝑦̅𝑖
кмоль/ч
0,1486
0,0161
0,8352
1,0000
14600
3177
928
18705
0,7805
0,1699
0,0496
1,0000
58846
6388
330693
395927
0,1486
0,0161
0,8352
1,0000
13698
2981
870
17549
yi
0,8151
0,1779
0,0070
1,0000
кг/ч
3875
421
21776
26071
𝑥̅𝑖
кмоль/ч
0,1486
0,0161
0,8352
1,0000
902
196
57
1156
xi
0,2555
0,0479
0,6968
1,0003
Таблица П8.4
Материальный баланс однократного испарения газосырьевой смеси реактора 1 при 400 ˚С и 15,0 МПа
Компонент
Приход
Газопарожидкостная смесь
кг/ч
ЦВСГ
СВСГ
Сырьё
Итого
62721
6808
352469
421998
𝛼̅𝑖
0,1486
0,0161
0,8352
1,0000
Расход
Газопаровая фаза
кмоль/ч
αi
14600
3177
928
18705
0,7805
0,1699
0,0496
1,0000
кг/ч
62408
6776
199484
268668
𝑦̅𝑖
0,2323
0,0252
0,7425
1,0000
Жидкая фаза
кмоль/ч
14527
3162
525
18216
yi
0,7975
0,1736
0,0288
0,9999
кг/ч
312
33
152985
153330
𝑥̅𝑖
0,0020
0,0002
0,9977
1,0000
кмоль/ч
73
15
403
489
xi
0,1487
0,0280
0,8234
1,0001
131
Приложение 9
Таблица П9.1
Материальный баланс однократного испарения газосырьевой смеси при 153,9 ˚С и 15,0 МПа
Компонент
Приход
Газопарожидкостная смесь
кг/ч
ЦВСГ
СВСГ
Сырьё
Итого
62721
6808
352469
421998
𝛼̅𝑖
0,1486
0,0161
0,8352
1,0000
Расход
Газопаровая фаза
кмоль/ч
αi
кг/ч
14600
3177
928
18705
0,7805
0,1699
0,0496
1,0000
58846
6388
330693
395927
𝑦̅𝑖
0,1486
0,0161
0,8352
1,0000
Жидкая фаза
кмоль/ч
13698
2981
870
17868
yi
0,8083
0,1762
0,0155
1,0000
кг/ч
3875
421
21776
26071
𝑥̅𝑖
0,1486
0,0161
0,8352
1,0000
кмоль/ч
902
196
57
837
xi
0,1880
0,0356
0,7767
1,0003
Таблица П9.2
Материальный баланс однократного испарения газосырьевой смеси при 405 ˚С и 15,0 МПа
Компонент
Приход
Газопарожидкостная смесь
кг/ч
ЦВСГ
СВСГ
Сырьё
Итого
62721
6808
352469
421998
Расход
Газопаровая фаза
𝛼̅𝑖
кмоль/ч
αi
0,1486
0,0161
0,8352
1,0000
14600
3177
928
18705
0,7805
0,1699
0,0496
1,0000
кг/ч
58928
6443
2965
68337
Жидкая фаза
𝑦̅𝑖
кмоль/ч
0,8623
0,0943
0,0434
1,0000
13717
3007
8
16732
yi
0,8198
0,1797
0,0005
1,0000
кг/ч
3792
365
349504
353661
𝑥̅𝑖
кмоль/ч
0,0107
0,0010
0,9882
1,0000
883
170
920
1972
xi
0,4476
0,0863
0,4664
1,0003
132
Приложение 10
Таблица П10.1
Расчет количества теплоты парожидкостной смеси на входе в АВО-1 при 150 0С
и давлении 9,8 МПа
Компонент
Энтальпия, кДж/кг
Расход, кг/ч
1. Водород
пары
6186,4
жидкость
-
пары
58215,2
жидкость
14,1
2. Метан
711,6
-
18460,9
9,6
13136,8
-
3. Этан
502,6
-
14418,7
21,2
7246,8
-
4. Пропан
419,0
-
26090,4
58,9
10931,9
-
5. Изобутан
377,2
-
14498,0
42,7
5468,7
-
6. Бутан
375,0
-
10839,6
33,4
4064,9
-
7. Сероводород
178,5
-
3346,2
5,2
597,3
-
8. Легкий бензин
661,4
355,2
2331,4
197,5
1542,0
70,2
9. Тяжелый бензин
640,3
337,6
2075,1
232,5
1328,7
78,5
10. Керосиновая фр.
624,6
326,9
4517,5
746,9
2821,4
244,1
11. Дизельная фракция
610,6
319,0
2479,3
8402,8
1513,9
2680,5
12. Вакуумный газойль
568,5
309,9
2465,1
159737,5
16709,0
26473,9
1401,3
410198,3
5178,1
8251,4
Итого
Количество теплоты,
МДж/ч
пары
жидкость
360144,6
-
Таблица П10.2
Расчет количества теплоты парожидкостной смеси на выходе из АВО-1 при
1000С и давлении 9,8 МПа
Компонент
1. Водород
2. Метан
3. Этан
4. Пропан
5. Изобутан
6. Бутан
7. Сероводород
8. Легкий бензин
9. Тяжелый бензин
10. Керосиновая фр.
11. Дизельная фракция
12. Вакуумный газойль
Итого
Энтальпия, кДж/кг
Расход, кг/ч
пары
пары
жидкость
жидкость
Количество теплоты,
МДж/ч
пары
жидкость
5449,9
-
58214,7
14,4
317266,8
-
711,6
-
18460,4
10,1
13136,4
-
502,6
-
14410,6
29,2
7242,8
-
419,0
-
26046,3
103,0
10913,4
-
377,2
-
14464,4
76,3
5456,0
-
375,0
-
10811,9
61,1
4054,5
-
119,0
-
3344,2
7,1
398,0
-
560,9
226,4
2183,6
345,4
1224,8
78,2
541,9
215,3
1908,1
399,5
1034,0
86,0
527,3
208,4
4020,0
1244,4
2119,7
259,3
513,9
465,3
203,4
197,6
1328,7
1246,7
156439,5
9553,4
17927,3
29771,3
682,8
580,1
364109,2
1943,0
3542,1
5908,6
133
Таблица П10.3
Расчет количества теплоты парожидкостной смеси на выходе из водяного
холодильника при 50 0С и давлении 9,8 МПа
Компонент
Энтальпия, кДж/кг
Расход, кг/ч
Количество теплоты,
МДж/ч
пары
жидкость
пары
жидкость
пары
жидкость
1. Водород
4715
-
58216,3
-
274480,1
-
2. Метан
399
-
18399,9
-
7341,6
-
3. Этан
146
-
14322,6
-
2095,4
-
4. Пропан
115
-
25772,5
-
2962,5
-
5. И-Бутан
110
-
14154,4
-
1556,3
-
6. Н-Бутан
108
-
10532,6
-
1137,5
-
7. Сероводород
53
-
3332,8
-
175,0
-
8. Легкий бензин
468,97
108,05
830,0
1698,9
389,3
183,6
9. Тяжелый бензин
451,5
102,71
566,9
1740,7
256,0
178,8
10. Керосиновая фр.
435,6
99,45
1033,5
4230,8
450,2
420,7
11. Дизельная
фракция
12. Вакуумный
газойль
Итого
418,33
97,05
1524,0
9358,1
637,5
908,2
400,07
94,28
1443,7
17730,3
577,6
1671,6
150129,3
34758,8
292059,0
3362,9
134
Приложение 11
Таблица П11.1
Лабораторный контроль установки
№ п/п
1
Анализируемый
продукт
Сырьё реактора 1
Место отбора пробы
Перед
теплообменником Т-1
Контролируемые
показатели
Плотность
Нормативные документы на
методы измерения
ASTM D1298-99e2, D4052
Частота контроля
Дистилляция
ASTM 2887-04a
Раз в неделю
Анилиновая точка
ASTM D611-04
Раз в неделю
Сера
ASTM D5453, ASTM D4294-03
Раз в неделю
Раз в неделю
ASTM D3228-03
Азот
ASTM D156-02
Раз в сутки
Цвет
CTM 5-43
-
Асфальтены
CTM 5-13
-
Неуглеродистый
остаток
-
Металлы
ASTM D5708-02
Хлориды
IP 77/72, ASTM D3230-99
Раз в месяц
PCI(показатель
содержания
ароматических
углеводородов)
CTM 5-63
-
135
Продолжение таблицы П11.1
№ п/п
2
Анализируемый
продукт
Сырьё реактора 2
Место отбора пробы
Перед
теплообменником Т-2
Контролируемые
показатели
PNA(полициклические
ароматические
соединения)
Нормативные документы на
методы измерения
ASTM D5186-03
Частота контроля
Вязкость
ASTM D445-04e1
-
ASTM D4530
-
Коксовый остаток по
Конрадсону, %масс.
Плотность
-
ASTM D1298-99e2, D4052
Раз в неделю
Дистилляция
ASTM 2887-04a
Раз в неделю
Анилиновая точка
ASTM D611-04
Раз в неделю
Сера
ASTM D5453, ASTM D4294-03
Раз в неделю
ASTM D3228-03
Азот
ASTM D156-02
Цвет
CTM 5-43
-
Асфальтены
CTM 5-13
-
Неуглеродистый
остаток
Раз в сутки
-
Металлы
ASTM D5708-02
Хлориды
IP 77/72, ASTM D3230-99
Раз в месяц
136
Продолжение таблицы П11.1
№ п/п
3
4
5
6
Анализируемый
продукт
Подпиточный
водород
Подпиточный
водород
Жидкость ГСНД
Жидкость ХСНД
Место отбора пробы
Перед компрессором
ЦК-1
Перед компрессором
ЦК-2
После сепаратора С-3
После сепаратора С-4
Контролируемые
показатели
PCI(показатель
содержания
ароматических
углеводородов)
Состав
Нормативные документы на
методы измерения
CTM 5-63
Частота контроля
GPA 2286, ASTM 1945-03
-
H/I-I6
-
Gastech Tube
GPA 2286, ASTM 1945-03
-
H/I-I6
-
Gastech Tube
ASTM D1298-99e2
Раз в неделю
Дистилляция
ASTM D1160-03
Раз в неделю
Плотность
ASTM D1298-99e2
Раз в неделю
Дистилляция
ASTM D1160-03
Раз в неделю
Относительная
плотность
СО+СО2
Состав
Относительная
плотность
СО+СО2
Плотность
-
7
Кислая вода ХСВД
После сепаратора С-2 Нефтепродукты, %
об.
ASTM D3921-96
-
8
Кислая вода ХСНД
После сепаратора С-4 Нефтепродукты, %
об.
ASTM D3921-96
-
137
Продолжение таблицы П11.1
№ п/п
9
10
11
Анализируемый
продукт
Лёгкий бензин
Тяжёлый бензин
Дизельное топливо
Место отбора пробы
На выходе из емкости
Е-3
На выходе из отпарной
колонны К-4/1
На выходе из отпарной
колонны К-4/2
Контролируемые
показатели
Плотность
Нормативные документы на
методы измерения
ASTM D1298-99e2
Частота контроля
Дистилляция
ASTM D2887-04a
Раз в сутки
Меркаптаны
ASTM D3227-04a
Раз в сутки
Сера
ASTM D5453, ASTM D4045
Раз в месяц
Октановое число
ASTM D2700-06
Раз в месяц
Состав
ASTM D2650
Раз в месяц
ASTM D323-94
Раз в месяц
ASTM D1298-99e2
Раз в сутки
Дистилляция
ASTM D2887-04a
Раз в сутки
PNA
ASTM D5186-03
Раз в смену
Меркаптаны
ASTM D3227-04a
-
Сера
ASTM D5453, ASTM D4045
Раз в смену
Азот
Плотность
ASTM D4629
ASTM D1298-99e2
Раз в сутки
Упругость паров по
Рейду
Плотность
Раз в сутки
138
Продолжение таблицы П11.1
№ п/п
Анализируемый
продукт
Место отбора пробы
Контролируемые
показатели
Дистилляция
Нормативные документы на
методы измерения
ASTM D2887-04a
Частота контроля
Температура
вспышки
ASTM D93-02a
Раз в смену
PNA
ASTM D5186-03
Раз в смену
ASTM D97-04
Раз в неделю
Температура
застывания
Раз в неделю
Цетановый индекс
Температура
помутнения
Сера
ASTM D976-04b
Раз в неделю
ASTM D2500-02e1
Раз в неделю
Раз в неделю
Вода
Раз в неделю
Плотность
ASTM D5453, ASTM D4045
ASTM D6304
ASTM D4629
ASTM D1298-99e2
Дистилляция
ASTM D2887-04a
Раз в сутки
Сера
ASTM D2622-03
Раз в неделю
Азот
ASTM D4629
-
PCI
CTM 5-63
Раз в сутки
Азот
12
Гидроочищенный
вакуумный газойль
На выходе из куба
колонны К-4
Раз в сутки
Раз в сутки
139
Продолжение таблицы П11.1
№ п/п
Анализируемый
продукт
Место отбора пробы
Контролируемые
показатели
PNA
Вязкость при 40°С
Нормативные документы на
методы измерения
ASTM D5186-03
ASTM D445-04e1
Частота контроля
-
140
Приложение 12
Спецификация на технологическую схему
Рис. Пр12.1
Отзывы:
Авторизуйтесь, чтобы оставить отзыв