3. ВЫБОР И ОБОСНОВАНИЕ ТЕХНОЛОГИЧЕСКОЙ СХЕМЫ УСТАНОВКИ ГИДРООЧИСТКИ

Данная технологическая установка гидроочистки дизельного топлива предназначена для получения экологически чистого топлива с содержанием серы не более 50ppm или 0,005% масс.

Технологическая схема выбрана на основе литературных данных [6, 7, 8, 9, 10].

Сырьём является прямогонная дизельная фракция с установки АВТ и фракция 180-360°C c установки ART.

Установка, предназначеная для гидроочистки ДТ включает следующие блоки: реакторный блок, состоящий из печи и одного реактора, сепарации газо-продуктовой смеси с выделением ВСГ, очистки ВСГ от сероводорода, компрессорную, стабилизации гидрогенизата. Процесс проводится в стационарном слое алюмокобальтмолибденового катализатора.

Сырьё нагревается в теплообменниках, после чего смешивается с ВСГ. Газо-продуктовая смесь направляется в трубчатую печь П-1, где нагревается до температуры реакции и поступает в реактор Р-1. После реактора газопродуктовая смесь частично охлаждается в сырьевых теплообменниках (до температуры 210-230°С) и поступает в секцию горячей сепарации ВСГ, состоящей из сепараторов С-1 и С-2. ВСГ, выводимый из холодного сепаратора С-2, после очистки МЭА в абсорбере К-2 подается на циркуляцию. Гидрогенизаты горячего и холодного сепараторов смешиваются и направляются на стабилизационную колонну К-1, где из продукта удаляются углеводородные газы и отгон (бензин). Достоинством горячей сепарации является меньший расход как тепла, так и холода [7].

Технологические параметры прцесса: давление в реакторе 4 МПа, температура на входе в реактор 350°С, объёмная скорость подачи сырья 1,7 ч-1, глубина обессеривания 99,6% (масс.), кратность циркуляции водородсодержащего газа к сырью ϰ=200 нм3/м3 [6].

Стабилизация гидроочищенного дизельного топлива осуществляется в ректификационной колонне. Для поддержания теплового баланса колонны в её куб подаётся горячая струя, что позволяет отказаться от использования водяного пара в качестве испаряющего агента.

Получаемый бензин-отгон откачивается и направляется на установку пиролиза. Углеводородный газ направляется на установку ГФУ. Выделяемый сероводород при регенерации моноэтаноламина направляется на установку производства серной кислоты.

4. РАСЧЁТ МАТЕРИАЛЬНОГО БАЛАНСА УСТАНОВКИ ГИДРООЧИСТКИ ДИЗЕЛЬНОГО ТОПЛИВА

Исходные данные для расчёта

. Производительность установки по сырью G=1828950,261 т/г.

2. Характеристика сырья: сырьём является прямогонная дизельная фракция 180-360 С с установки АВТ, содержание серы в которой 1,31% масс. (см. таблицу 1.5), а также фракция 180-360°С с установки ART, содержание

серы 1,176% масс.(см. пункт 11.7). Плотность =845,3 кг/м3 [2]. Содержание непредельных углеводородов 10% (масс.) на сырьё [6].

. Целевым продуктом установки является экологически чистое дизельное топливо с содержанием серы 0,005%масс. или 50ppm.

. Гидроочистка проводится на алюмокобальтмолибденовом катализаторе, кратность циркуляции водородсодержащего газа к сырью ϰ=200 нм3/м3.

. Кинетические константы прцесса: К0=4,62∙106, Е=67040 кДж/моль, n=2 [6].

Водородсодержащий газ на установку гидроочистки подаётся с установки каталитического риформинга. Концентрация водорода в ВСГ колеблется от 70 до 85% (об.).

Расчёт проводим при помощи программы «Гидроочистка», составленной по заданию на курсовую работу по предмету «Применение ЭВМ в химической технологии», которая разработана на основе методики изложенной в [6].

4.2 Результаты расчёта программы «Гидроочистка»

Результаты расчёта представлены в таблице 4.1.

Таблица 4.1 - Материальный баланс установки гидроочистки ДТ

5. РАСЧЁТ ТЕПЛООБМЕННИКОВ ПОДОГРЕВА СЫРЬЯ

Определение температуры на выходе из теплообмееника

Для определения температуры необходимо составить тепловой баланс теплообменника.

Из реактора продуктовая смесь выходит при температуре 389°С. В теплообменнике она охлаждается до температуры 200°С. Сырьё поступает в теплообменник с температурой 30°С. Расход газо-продуктовой смеси из реактора 247179 кг/ч (табл. 6.2), расход сырья 224203 кг/ч (табл. 6.2).

Gc∙()=Gгпс∙(),

где Gc - расход сырья, кг/ч;гпс - расход газо-продуктовой смеси из реактора, кг/ч;

- энтальпия сырья при температуре t, кДж/кг;- температура сырьевого потока на выходе из реактора, °С;

- энтальпия сырья при температуре 30°С (на входе в теплообменник);

- энтальпия газо-продуктовой смеси при температуре 200°С (на выходе из теплообменника);

- энтальпия газо-продуктовой смеси при температуре 389°С (на входе в теплообменник).

Энтальпию сырья при температуре 30°С (на входе в теплообменник) рассчитываем по формуле:

=57,19 кДж/кг.

Энтальпию газо-продуктовой смеси на выходе из реактора

где х - массовые доли компонентов.

Энтальпию очищенного ДТ находим по формуле:

=(129,58+0,134∙Т+0,00059∙Т2)∙(4-)-308,99,

=1193,38 кДж/кг,

=714,84 кДж/кг.

Принимаем tср.м полученного бензина равной 95°С. Тогда найдём его молярную массу:

М=60+0,3∙tср.м.+0,001∙, М=60+0,3∙95.+0,001∙(95)2=97,5 кг/кмоль.

По молярной массе находим относительную плотность бензиновой фракции:

,

=0,7083.

Тогда энтальпия бензина будет

=(129,58+0,134∙Т+0,00059∙Т2)∙(4-)-308,99,

=1260,66 кДж/кг, =760,69 кДж/кг.

Принимаем состав сухого газа в масс. долях:

Энтальпия сухого газа:

=1565∙0,57+1440∙0,26+1355∙0,11+1270∙0,06=1491,7 кДж/кг,

=960∙0,57+860∙0,26+800∙0,11+715∙0,06=901,7 кДж/кг. Энтальпии циркулирующего ВСГ:

=2127,83 кДж/кг,

=1094 кДж/кг. Энтальпии сероводорода:

=464,59 кДж/кг, =215,37кДж/кг.

Находим энтальпию газо-продуктовой смеси на входе в теплообменник:

=464,59∙0,0125+1491,7∙0,0199+1260,66∙0,0118+2127,83∙0,0728+1193 ,38∙∙0,883=1259,03 кДж/кг,

на выходе из теплообменника:

=215,37∙0,0125+901,7∙0,0199+760,69∙0,0118+1094∙0,0728+714,84∙0,8 83==740,46 кДж/кг.

Из уравнения теплового баланса теплообменника находим энтальпию сырьевого потока на выходе из этого теплообменника:

,

кДж/кг.

Так как =(0,0017∙Т2+0,762∙Т-334,25)/, то можем найти температуру сырьевого потока на выходе из теплообменника: t=270°С.

5.2 Определение среднего температурного напора в теплообменнике

Средняя разность темперктур при противотоке равен [11]: сырьё - 30 - 270 газо-продуктовая смесь - 389 - 200

∆t=359 ∆t=70

∆tПР=177°С (среднее значение найдено логарифмическим методом). Для определения поправочного коэффициента для смешанного тока в

теплообменнике с одним ходом по межтрубному пространству и двумя ходами по трубам находим коэффициенты P и R [11]:

Р=(tК-tН)/(tН′-tН),=(tН′-tК′)/(tК-tН),

где tК, tН - конечная и начальная температуры холодного теплоносителя, °С;Н′, tК′ - начальная и конечная температура горячего теплоносителя.

Тогда: Р=(270-30)/(389-30)=0,67,=(389-200)/(270-30)=0,79. По графику [11]: e=0,5.

Следовательно: ∆tср=89°С или 362К.

Определим количество тепла передаваемого в теплообменнике:

Q=GГПС∙(-)=247179 (1259,03-740,46)=35,61 МВт. Коэффициент теплопередачи принимаем К=250 Вт/(м2∙К) [12]. Рассчитываем необходимую площадь теплообмена по формуле: =Q/(K∙∆tср).

Следовательно:=35,61/(250∙89)=1600,45 м2.

Предварительно принимаем теплообменник кожухотрубчатый

двухходовой, с диаметром кожуха D=1200 мм, трубами 20ґ2мм, площадью сечения трубного пространства Sт=0,135 м2, межтрубного пространства

Sмт=0,028 м2, Fтеполобмена=514 м2, длина труб - 6 м [6].

Средняя плотность потока, идущего по трубам (сырьё) при средней температуре (270+30)/2=150°С:

.

Плотность потока, идущего по межтрубному пространству при средней

температуре (389+200)/2=294,5°С равна: . Следовательно, скорость движения потока в трубах равна:

ωт=GС/(Sт∙r)=224203/(0,135∙752,7)=0,61 м/с. Скорость потока в межтрубном пространстве: ωмт=GГПС/(Sмт∙r)=1,2 м/с

Скорость потока удовлетворяет условиям теплопередачи. Необходимое количество теплообменников: =Fобщ/Fтеплобмена=1600,45/514=3 шт.

6. РАСЧЁТ РЕАКТОРНОГО БЛОКА

Материальный баланс реактора гидроочистки

В реактор поступает сырьё, свежий водородсодержащий газ и циркулирующий водородсодержащий газ (ЦВСГ). Состав ЦВСГ принят на основе данных [6] и представлен в таблице 6.1.

Средняя молярная масса ЦВСГ Мц равна:

кг. Расход циркулирующего ВСГ, % масс. на 100 кг сырья:

,

где c=200 - кратность циркуляции ВСГ, нм3/м3; rс=845,3 - плотность сырья, кг/м3.

кг.

На основе данных материального баланса гидроочистки (таблица 4.1) составляем материальный баланс реактора (таблица 6.2).

Тепловой баланс реактора

Уравнение теплового баланса реактора гидроочистки можно записать

так:

+QЦ+QS+QГ.Н.=∑ QCМ.

где QC, QЦ - тепло, вносимое в реактор со свежим сырьём и ЦВСГ;, QГ.Н. - тепло, выделяемое при протекании реакций гидрогенолиза сернистых

игидрирования непредельных соединений;

∑QCМ - тепло, отводимое из реактора реакционной смесью.

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

G∙c∙t0+ΔS∙qS+ΔCН∙qН=G∙c∙t,=t0+(ΔS∙qS+ΔCН∙qН)/(G∙c).

где G - суммарное количествореакционной смеси, % (масс.); с - средняя теплоёмкость реакционной смеси, кДж/(кг∙К);

ΔS, ΔCН - количество серы и непредельных, удалённых из сырья, % (масс.);, t0 - температура на выходе из реактора и при удалении серы ΔS, °С;, qН - тепловые эффекты гидрирования сернистых и непредельных соединений, кДж/кг.

Определим численные значения всех членов, входящих в уравнение.

. При оптимизации t0 учитывают следующие два фактора, действующих в противоположных направлениях: с повышением t0 уменьшается загрузка катализатора, которая требуется для достижения заданной глубины обессеривания ΔS, но, с другой стороны, увеличивается скорость дезактивации катализатора и, следовательно, увеличиваются затраты, связанные с более частыми регенерациями и большими днями простоя установки за календарный год. Минимум суммарных затрат определит оптимальное значение t0. Тогда: t0=350°С.

. Суммарное количество реакционной смеси на входе в реактор составляет 2016983,361 т/год (см. таблицу 6.2).

. Количество серы, удалённое из сырья, ΔS=1,3% (масс.). Глубину гидрирования непредельных углеводородов можно принять равной глубине обессеривания: ΔCН=CН∙0,996=10∙0,996=9,96% (масс.).

. Количество тепла, выделяемое при гидрогенолизе сернистых соединений (на 100 кг сырья) при заданной глубине обессеривания, равной 0,996, составит :

=∑ qSi∙gSi,

где qSi - тепловые эффекты гидрогенолиза отднльных сероорганических соединений, кДж/кг [6];- количество разложенных сероорганических соединений, кг (при расчёте на 100 кг сырья оно численно равно содержанию отдельных сероорганических соединений в % масс.).

Таким

образом:=0,32625∙2100+0,32625∙3810+0,32625∙5060+0,32125∙8700=6373,838

кДж.

. Количество тепла, выделяемое при гидрировании непредельных углеводородов, равно 126000 кДж/моль [6]. Тогда:

Н=ΔCН∙qН/М=9,96∙126000/202,7=6191,219 кДж.

. Среднюю теплоёмкость ЦВСГ находим на основании данных по теплоёмкости отдельных компонентов [6], таблица 6.3:

Теплоёмкость ЦВСГ можно найти по формуле:

сЦ=∑ сРi∙yi,

где сРi - теплоёмкость отдельных компонентов с учётом поправок на температуру и давление, кДж/(кг∙К);- массовая доля каждого компонента в циркулирующем газе.

Тогда:

сЦ=14,57∙0,192+3,35∙0,427+3,29∙0,201+3,23∙0,103+3,18∙0,077=5,47 кДж/(кг∙К).

7. Энтальпию паров сырья при 350°С определяем по графику Приложения 4 [6]: I350=1050 кДж/кг.

Поправку на давление находим по значениям приведённых температуры и давления.

Абсолютная критическая температура сырья определяется с

использованием графика [6]: ТКР=723 К.

Приведённая температура равна ТПР=350+273/723=0,862. Критическое давление сырья вычисляем по формуле:

РКР=0,1∙К∙ТКР/МС=0,1∙11,736∙723/202,7=4,186 МПа.

где К=(1,216∙)/d1515=(1,216∙)/0,8453=11,736. Тогда: РПР=Р/РКР=4/4,186=0,956.

Для найденных значений ТПР и РПР [6]:

ΔI∙M/ТКР=33; ΔI=(723∙33)/202,7=117,705 кДж/кг.

Энтальпия сырья с поправкой на давление равна: I350=1050117,705=932,295 кДж/кг.

Теплоёмкость сырья с поправкой на давление равна: сС=932,295/350=2,664 кДж/(кг∙К).

. Средняя теплоёмкость реакционной смеси сотавляет: с=(сС∙100+сЦ∙10,248)/110,248=(2,664∙100+5,47∙10,248)/110,248=2,925

кДж/(кг∙К).

Подставив найденные величины в уравнение, находим температуру на выходе из реактора t:=350+(6191,219+6373,838)/(110,248∙2,925)=389 К.

6.3 Расчёт объёма катализатора в реакторе

Для расчёта объёма катализатора в реакторе используем формулу [6]: =G′/ω,

где VK - объём катализатора в реакторе, м3;′ - подача сырья в реактор,

м3/ч;

ω - объёмная скорость подачи сырья, ч-1.

Объёмную скорость подачи сырья принимаем равной 1,7 ч-1. Значение G′ находим из соотношнния [6]:

′=G/ρ,

где G - массовый расход сырья, кг/ч; ρ - плотность сырья, кг/м3. Тогда:′=224203/845,3=265,23 м3/ч.

По известным данным находим объём катализатора:=265,23/1,7=156

м3.

Расчёт геометрических размеров реактора

Принимаем соотношение высоты реактора к диаметру 4:1 или Н=4∙D. Реактор цилиндрический с аксиальным вводом сырья.

=π∙D2∙H/4=π∙D3.

Диаметр реактора равен:

D=(VК/π)1/3=(156/3,14)1/3=3,7 м.

Высота слоя катализатора составляет H=4∙D=4∙3,7=14,8 м.

Таким образом, окончательно принимаем рассчитанные выше параметры процесса:

температура входа газо-сырьевой смеси - 350°С; температура выхода газо-продуктовой смеси - 389°С; давление подачи сырья в реактор - 4 МПа; кратность циркуляции ВСГ - 200нм3/м3; глубина обессеривания -99,6% (масс.); объёмная скорость подачи сырья - 1,7 ч-1;

концентрация водорода в свежем ВСГ - 85% (об.); концентрация водорода в циркулирующем ВСГ - 72% (об.); объём катализатора в реакторе - 156 м3.