’’Хімічна технологія вторинних процесів переробки нафти та газу.. Курсова робота з Інші. Робота № 203133

Перехід до торгівельного партнера Binance

’’Хімічна технологія вторинних процесів переробки нафти та газу.

Інформація про навчальний заклад

ВУЗ:

Національний університет Львівська політехніка

Інститут:

Не вказано

Факультет:

Не вказано

Кафедра:

Кафедра хімічної технології переробки нафти та газу

Інформація про роботу

Рік:

2009

Тип роботи:

Курсова робота

Предмет:

Інші

Група:

ХТП-43

Завантажити

Частина тексту файла (без зображень, графіків і формул):

Міністерство освіти та науки України НУ„Львівська політехніка” Кафедра хімічної технології переробки нафти та газу КУРСОВИЙ ПРОЕКТ На тему : ’’Хімічна технологія вторинних процесів переробки нафти та газу” Керівник проекту: Доц.Гринишин О.Б. Виконала : студентка гр. ХТП-43 Львів 2009 р. Завдання 1.Розробити варіант переробки Золотарьовської нафти за паливним варіантом на заводі потужністю 6,5 млн. т/рік з одержанням товарних нафтопродуктів .Скласти матеріальні баланси технологічних установок та звідний матеріальний балансу заводу . Визначити величину відбору світлих нафтопродуктів та глибину переробки нафти . 2.Виконати проект установки каталітичного риформінгу із поліметалічним каталізатором (скласти технологічну схему установки і провести розрахунок реакторного блоку або основного апарату). Графічна частина ( 2 листи ): 1.Поточна схема переробки нафти на заводі . 2.Технологічна схема установки. . І. Вступ Нафта і газ — це основні джерела енергії в сучасному світі. На паливах, отриманих з них, працюють двигуни сухопутного, повітряного і водного транспорту, теплові електростанції. Нафту і газ переробляють в хімічну сировину для виробництва пластичних мас, синтетичних каучуків, штучних волокон. В даний час нараховується близько 100 різних процесів первинної і вторинної переробки нафти, реалізованих в промисловості. Планується впровадження нових, перспективних розробок, направлених на покращення якості продукції і вдосконалення технології. В останні роки НП промисловість у більшості регіонів та країн світу продовжувала свій поступовий розвиток поглибленню переробки сировини та підвищенню якості продукції під тиском екологічного фактору, а також нових вимог новоствореної техніки. Значні капітальні витрати на створення та розвиток виробництв високоякісних « екологічно чистих» нафтопродуктів були пов’язані, як правило, з реалізацією природоохононих проектів. В цілому, при зростанні потужностей первиної переробки на 5,2% , потужності процесів гідрокрекінгу збільшились більше, ніж на 18%. За асортиментом випускаючих продуктів поділяються НПЗ на 4 групи: НПЗ паливного варіанту. НПЗ паливного- оливного варіанту. НПЗ паливно-нафтохімічного варіанту. НПЗ паливно-оливно-нафтохімічного варіанту. Каталітичний риформінг являється в даний час невід’ємним елементом нафтопереробного заводу. Основне призначення процесу — отримання високооктанового компоненту товарних автомобільних палив з низькооктанових бензинів за рахунок їх ароматизації. Відомо, що основна маса прямогонних бензинів, як державних, так і зарубіжних, має низьке октанове число. Крім прямогонних бензинів як сировину каталітичного риформінга використовують дистиляти вторинного походження — бензини термічного і гідрокрекинга. Вихід всіх цих фракцій відносно невеликий (звичайно 15— 20% на нафту), тому загальний об'єм сировини, що переробляється на установках риформінга, а також потужність окремих установок не такі великі, як при каталітичному крекінгу. Проте частка каталітичного риформінга в даний час вельми значна: за даними на 1 січень 1976 р., відносна потужність установок риформінга в США була рівна 23% від того, що всієї переробляється нафти. Розвитку каталітичного риформинга надається велике значення — в дев'ятій п'ятирічці потужність установок риформинга була майже подвоєна. Сумарні потужності нафтопереробних процесів посировині, яка переробляється, на світовому ринку за 1996-2000рр: в кінці 1996р : 10971, в початкому 2001 : 11038 тис, бар. за добу, приріст 0,6% . Частка високооктанових бензинів в загальному випуску автомобільного бензина збільшувалась до 80%. Цим ми в значній мірі зобов’язані каталітичному риформингу. Основні приципи,які потрібні при проектування сучасних і перспективних НПЗ : Володіти оптимальною потужностю, яка є достатньою для забезпечення потрібності єкономічного района в товарних нафтопродуктак; Забезпечити вимоги ДСТУ випускаючих нафтопродуктів. Здіснювати комплексну і глибину переробку випускаючих нафтопродуктів; Має бути високоефективним, конкурентноздатним, технічним і екологічно безпечним підприємством. Курсовий проект складається з двох частин. В першій частині розглянуто поточну схему переробки Золотарьовської нафти. Розраховано матеріальний баланс всіх установок і звідний матеріальний баланс заводу. Розраховано глибину перетворення нафти, і відсоток відбору світлих нафтопродуктів. В другій частині проекту розроблено технологічну схему установки каталітичного риформінгу на Рt-каталізатор. Розраховано матеріальний баланс установки. Розраховано реакторний блок. ІІ. Характеристика Золотарьовської нафти : Система, відділ, ярус Глибина перфорації М № шпари Ρ420 м ν20 ссм ν50 ссм Температура застигання 0С температура спалаху в закритому тиглі Тиск насичених парів мм.рм.см з обробкою без обробки при 380С при 500С верейський горизонт 1430-1425 20 0,9175 355 - 43,8 -27 -20 34 10 79 Парафін Вміст, % Коксоємність, % зольність, % Кислотне число вихід фракції . вага % до 2000С до 3500С вміст % температура плавлення, 0С сірки азоту смол сірчанокислих смол силікагелевих асфальтенів 7,0 50 1,90 0,23 Більше 60 22,0 16,9 9,13 1,300 0,17 14,1 37,4 Розгонка нафти по ГОСТ 2177-66 п.к 0С Відганяється ( в %) до температури, 0С 120 140 150 160 180 200 220 240 260 280 300 100 2 4 6 8 12 15 18 21 23 28 36 Зміна кінематичної в’язкості ( в ссм) нафти в залежності від температури ν10 ν20 ν30 ν40 ν50 _ - 105,6 60,77 43,81 Зміна умовної в’язкості нафти в залежності від температури ВУ10 ВУ20 ВУ30 ВУ40 ВУ50 - - 14,24 8,23 6,00 Зміна відносної густини нафти в залежності від температури Густина ρт4 при 100С при 200С при 300С при 400С при 500С - 0,9175 0,9113 0,8951 0,8887 Елементарний склад нафти С H O S N 85,10 12,30 0,47 1,90 0,23 Вміст ванадія в нафті Вміст ванадія вага % 0,00017 Склад газів ( до С4), які розчиняють в нафті, та низькокиплячих вуглеводнів ( до С5) Фракція вихід (на нафті) % Вміст індивідуальних вуглеводнів, вага % С2Н6 С3Н8 ізо С4Н10 п-С4Н10 ізо-С5Н12 пС5Н12 до С4 0,03 5,5 10,3 18,7 65,5 - - до С5 0,15 0,9 1,8 3,3 11,4 42,4 40,2 Потенціальний вміст ( в вазі %) фракцій в нафті Відгониться до температури 0С 28 до С4 60 62 70 80 85 90 95 100 105 110 120 122 130 140 145 150 160 170 180 190 200 210 220 230 240 250 Потенціальний вміст ( в вазі %) фракції Сліди 0,8 1,0 1,4 2,0 2,4 2,8 3,4 3,6 4,2 4,6 5,6 5,8 6,4 7,2 7,6 8,0 9,0 10,0 11,2 12,6 14,1 15,4 16,6 18,0 19,0 20,8 Відгониться до температури 0С 260 270 280 290 300 310 320 330 340 350 360 370 380 390 400 410 420 430 440 450 460 470 480 490 залишок Потенціальний вміст ( в вазі %) фракції 22,6 24,2 26,0 27,6 29,4 30,8 32,6 34,4 36,0 37,4 39,0 40,4 42,0 43,6 45,0 46,4 48,4 50,0 51,6 53,5 54,8 56,6 57,8 59,3 40,7 Характеристика фракцій, які википають до 2000С Температура вибору, 0С Вихід (на нафти) % ρ420 Фракційний склад, 0С Вміст сірки % Октанове число Кислотність, мг КОН на 100 мг фракції Тиск насичених парів (при 380С), мм.рм.см п.к 10% 50% 90% без ТЄС з 0,6 ТЄС на кг фракції 28-85 5,6 0,7300 72 82 95 112 сліди 54,0 67,2 0,92 37 28-100 6,4 0,7350 74 84 100 118 - 52,0 65,0 - - 28-110 7,2 0,7400 76 86 105 124 - 50,1 63,1 - - 28-120 8,0 0,7450 80 90 110 135 0,05 48,3 61,2 1,52 30 28-130 9,0 0,7500 81 91 115 145 - 46,0 58,6 - - 28-140 10,0 0,7550 82 92 120 155 - 43,5 56,0 - - 28-150 11,2 0,7600 83 93 125 165 - 41,0 53,5 - - 28-160 12,6 0,7640 84 94 130 175 - 38,5 51,0 - - 28-170 14,1 0,7700 84 96 138 178 0,12 35,4 48,2 1,69 6 Груповий вуглеводний склад фракцій, що википають до 200 0С Температура відбору 0С Вихід (на нафті) % ρ420 п20D Вміст вуглеводнів, % ароматичних нафтенових Парафінових всі нормальної структури ізоструктури 28-95 3,4 0,7240 1,4040 2 27 71 51 47 95-122 2,4 0,7500 1,4140 4 36 60 34 35 122-150 2,2 0,7680 1,4230 6 37 57 30 35 150-200 6,1 0,7920 1,4390 10 38 52 30 31 П.к-200 14,1 0,7700 1,4230 7 35 58 - - Вміст індивідуальних ароматичних вуглеводнів в фракції 122-1450С Вуглеводень Вихід, вага % на фракцію на нафту Етил бензол - - п-Ксилол 2,5 0,125 м-Ксилол 3,5 0,175 о-Ксилол 1,0 0,050 Характеристика фракцій бензинових фракцій 62-180 0С Температура відбору, 0С Вихід ( на нафту), % ρ420 Вміст сірки, % Вміст вуглеводнів, % ароматичних нафтенових Парафінових 62-85 1,4 0,7150 сліди 1,5 24 74,5 62-105 3,2 0,7300 сліди 2,5 29 68,5 62-140 6,2 0,7455 0,06 4 33 63 85-105 1,8 0,7415 0,04 3 32 65 85-120 3,2 0,7450 0,05 3,5 34 62,5 85-180 8,8 0,7672 0,011 6 37 57 105-120 1,4 0,7530 0,06 4,5 36 59,5 105-140 3,0 0,7600 0,09 5 36,5 58,5 120-140 1,6 0,7420 0,05 5,5 36,5 58 140-180 4,0 0,7820 0,16 8 37,5 54,5 Характеристика легких керосинових дистилятів Нафта Температура відбору, 0С Вихід (на нафту), % ρ420 Фракційний склад, 0С ν 20, ссм ν-40, ссм Температура, 0С п.к. 10% 50% 90% 98% Початок кристалізації спалаху в закритому тиглі золотарьовська 120-220 11,0 0,7920 138 148 178 214 218 1,53 5,77 -59 29 120-230 12,4 0,7940 141 150 181 217 222 1,70 6,12 -58 - Теплота згоряння (нижня) кал/кг Висота некиптящого полум’я ,мм Вміст ароматичних вуглеводнів, % Вміст сірки ,% загальний Кислотність,мг КОН на 100 мл дистиляту Йодне число ,г йоду на 100 мг дистиляту Фактичні смоли , мг на 100 мл дистиляту 10280 27 9,6 0,22 2,00 2,25 8,0 10260 26 - 0,24 2,31 - - Характеристика керосинових дистилятів Температура відбору, 0С Вихід (на нафту), % ρ420 Фракційний склад, 0С Температура, 0С Висота, що не киптить плум’я, мм Октанове число Вміст сірки, % Кислотність мг КОН на 100 мл дистиляту п.к 10% 50% 90% 98% відгониться до 270 0С, % помутніння спалаху 150-280 18,0 0,8210 168 177 220 255 270 98 -20 56 20 27 0,39 2,56 150-320 24,6 0,8308 170 182 243 288 - 75 -23 65 19,5 27 0,47 2,62 Груповий вуглеводний склад керосинових фракцій Температура відбору, 0С Вміст вуглеводнів, % Ароматичних нафтенових парафінових 200-250 18 46 36 250-300 25 40 35 200-300 22 43 35 Характеристика дизельних палив та їх компонентів Температура відбору, 0С Вихід (на нафту), % Цетанове число Фракційний склад, 0С ρ420 ν20, ссм ν50, ссм Температура, 0С Вміст сірки, % Кислотність, мг КОН на 100 мл палива Анілінова точка, 0С 10% 50% 90% 96% Застигання Помутніння спалаху 150-350 29,4 51 188 260 318 326 0,8390 5,85 2,15 -28 -18 - 0,55 2,77 200-350 23,3 53 252 273 318 329 0,8490 7,25 2,72 -21 -12 113 0,67 2,87 220-350 20,8 55 263 285 319 329 0,8526 7,81 2,95 -18 -10 0,74 2,90 240-350 18,4 56 270 291 320 330 0,8560 8,40 3,25 -15 -8 0,83 2,95 Характеристика сировини ( фракція 350-490 0С) для гідрокрекінгу Вихід (на нафту), % ρ420 М ν50, ссм ν100, ссм Температура застигання, 0С Вміст, % коксоємність, % Вміст парафіно-нафтенових вуглеводнів Вміст ароматичних вуглеводнів, % Вміст смоли-стих речовин % сірки смол сірчанокислотних цього І група ІІ і ІІІ група IV група всього 21,9 0,9100 340 21,4 5,48 28 2,2 - 0,00044 0,06 56 13 18 10 41 3 Фракційний склад сировини ( фракції 350-500 0С) для ГДМ-ГДС Вихід, об’ємний % п.к 5 10 20 30 40 50 60 70 80 90 95 98 к.к Температура 356 384 392 400 410 417 424 434 446 453 472 480 486 486 Елементарний склад сировини для гідрокрекінгу Температура відбори, 0С Вміст, % С Н О S N 350-490 85,36 12,71 0,12 1,73 0,08 Характеристика мазутів та залишків Мазут і залишок Вихід (на нафту), % ρ420 ВУ80 ВУ100 Температура, 0С Вміст сірки, % коксоємність Застигання спалаху Мазут топковий 40 83,2 0,9470 8,00 4,00 3 142 2,26 14,20 100 77,4 0,9560 10,60 4,90 10 166 2,36 15,00 Залишок вище 3500С 62,6 0,9835 68,00 18,50 30 220 2,62 19,00 вище 4000С 55,0 0,9950 42,0 - 40 250 2,76 20,00 вище 4500С 46,5 1,0150 - - 51 291 3,10 21,10 Вище 4900С 40,7 1,0285 - 14,86 Вище 55 336 3,36 21,60 Шрифт нафти згідно технологічної класифікації ( ГОСТ 912-66) Нафта Клас Тип Група Підгрупа Вид Золотарьовська ІІ Т2 М2 И1 П3 ІІІ.Обгрунтування поточної схеми переробки нафти: Золотарьовська нафта є сировиною для переробки на даному заводі з характеристиками,які наведені вище. Спочатку ми вибираємо тип НПЗ. За тенденцією розвитку ринку ,великим попитом користуються палива тому найбільш економічним є паливним варіантом. В даний час ціна на сиру нафту різко зростає (69,4 USD/бар.) і зменшується світовий запас ( 141,3% . 109 в 2002р) тому ми вибираємо типу НПЗ з глибиною переробки (ГПС=90-95%). Вибраний набір технологічних процесів треба забезпечити оптимальну глибину переробки даної нафти і випуск заданного НПЗ з високою якістю з мінімальними капітальним і експлуатаційними затратами. Нафта, яка видобута з недр землі може містити 0,5..10% води і 100..1800мг/л. солей хлоридів ,тому для переробки нафти на заводі попередньо обезводнюємо і обезсолюємо до вмісту солей не більше 3-5мг/л на установці ЕЛОУ. З продуктивністю 6,5 млн.тон/рік ми ділитимем нафту на дві установки таким чином: дві АВТ з продуктивністю 3 млн.тон/рік і 3,5 млн.тон/рік переважно для отримання бензинового і дизельного палива. Після установок АВТ -3 і 3,5 ми отримаємуємо: газ, фракції пк-180, 180-350, 350-490 >490. Газу після АВТ є лише сліди і ми направляємо його в сухий газ. Фракція п.к.-180 має низьке О.Ч~60 направляємо на ВПБ для розділення на фракції пк-62 ,62-85, 85-180. Фракція пк-62 містить основні компоненти С5 і С6, ми направляємо на установку ізомеризації для отимання ізомеризату, який є компонентом високооктанового бензину. Ізомеризат направляємо на компаундування бензинів. Фракція 62-85 з О.Ч.=75, містить переважно фракції С6, С7 ми направляємо для компаундування бензину Фракція 85-185 це є фракцією для компаундування бензину. Але має низьке О.Ч~60 для підвищення О.Ч. ми направляємо на установку каталітичного риформінгу . Фракцію 180-350 у даній нафті (вміст сірки – 0,6, температура застигання -250С) направляємо на гідроочистку для зниження вмісту сірки .В якості побічних продуктів отримуємо сірководень вуглеводневий газ і бензиновий відгін.гідрогенізат направляємо на компаундування Д.П .Вуглеводневий газ перемовляємо в елементарну сірку.Відгон направляємо на компаундування бензинів. Фракція 350-490 ( сірки- 2,2; коксивність-0,06 ) ми будемо направляти на установку гідрокрекінгу,для поглиблення переробки нафти і для отримання додаткового бензину і вилучення сірки.Бензин має низьке О.Ч.,тому ми його направляємо на каталітичний риформінг.Легкий газойль придатний для отримання літного Д.П., а важкий газойль –котельних палив.Сірководень направляємо на виробництво сірки. Фракція >490 дана фракції має високі показники ,такі як: коксивність-21,6; сірки-3,36 для очищення фракції ми направляємо її на ГДМ-ГДС.Бензинові фракції направляємо на каталітичний риформінг для підвищення О.Ч.Легкий газойль використовуємо ,як компонент Д.П., а отриманий важкий газойльвикористовуємо як сировину для процесу коксування Процес коксування призначений для отримання нафтового коксу і поглиблення переробки залишкової сировини для збільшення виходу світлих нафтопродуктів В схему НПЗ включено газофракціонуючу установку типу-ГФУ насичених,з якої отримуємо пропан , ізобутан , н-бутан , суміш пентанів.Сировиною є жирний газ з усіх процесів.Суміш пентанів використовуємо як компонент бензину,А з суміші пропану і бутану одержуємо СПБТ. Ненасичені гази одержуємо тільки з коксування в малі кількості тому не будуємо ГФУ-ненасичених , а використовуємо як компонент СПБТ. Оскільки нафта містить багато сірки ми будуємо виробництво сірки. ВВГ з каталітичного риформінгу і установки виробництва ВВГ ми направляємо на ізомеризацію, гідроочистку дизельного палива, гідрокрекінг, ГДМ-ГДС гудрону. В результаті такої поточної технологічної схеми за паливним варіантом, ми отримаємося сухий газ, СПБТ, бензини з марками А-92, А-95, А-80 після компаундування, дизельні палива з марками Л-0,1-40, З-0,1-(-25) після компаундування дизельного палива та колельне паливо, ВВГ, кокс і сірку. ІV. Матеріальний баланс технологічних установок, які входять до складу НПЗ: Процес, сировина та продукти Кількість % на сировину установки % на нафту Тис.т/рік 1.Установка ЕЛОУ * Поступило сира нафта 101.00 100 6565 Вода; солі; втрати 1.00 1 65 знесолена нафта 100.00 99 6500 5 2.Установка АВТ (3 млн.т./рік ) % на сировину % на нафту Тис,т,/рік Поступило 100 46,15 3000 Одержано: Газ 0,03 0,014 0,9 Фракція п,к,-180 0С 11,17 5,155 335,1 Фракція 180-350 0С 26,2 12,092 786 Фракція 350-490 0С 21,9 10,108 657 Фракція більше 490 0С 40,1 18,508 1203 Втрати 0,6 0,277 18 Разом 100 46,154 3000 3. Установка АВТ( 3,5 млн.т/рік ) % на сировину % на нафту Тис,т,/рік Поступило 100 53,85 3500 Одержано: Газ 0,03 0,016 1,05 Фракція п,к,-180 0С 11,17 6,015 390,95 Фракція 180-350 0С 26,2 14,108 917 Фракція 350-490 0С 21,9 11,792 766,5 Фракція більше 490 0С 40,1 21,592 1403,5 Втрати 0,6 0,323 21 Разом 100 53,846 3500 4. ВПБ % на сировину % на нафту Тист.,/рік Поступило Разом п,к,-180 0С 100 11,17 726,05 Одержано: Фракція п,к-62 0С 10,8 1,2064 78,413 Фракція 62-85 0С 14,2 1,5861 103,099 Фракція 85-180 0С 74,5 8,32 540,907 Втрати 0,5 0,056 3,630 Разом 100 11,17 726,05 4. Гідрокрекінг 350-490 0С % на сировину % на нафту Тис,т,/рік Поступило 21,9 1423,5 Фракція 350-490 0С 100 ВВГ 2,4 0,526 33,652 Разом 102,4 Одержано: H2S 2,1 0,46 29,883 C1-C2 4,6 1,007 65,458 C3-C4 4,3 0,942 61,189 Фракція п,к,-85 0С 2,6 0,569 36,998 Фракція 85-180 0С 12,8 2,803 182,144 Легкий газойль 66,6 14,585 947,718 Важкий газойль 8,4 1,840 1 9,532 Втрати 1 0,219 14,23 Разом 102,4 22,426 1457,152 5. Каталітичний риформінг % на сировину % на нафту Тис,т,/рік Поступило Фракція 85-180 0С 100 16,258 1056,683 Одержано: H2S 0,05 0,008 0,528 C1-C2 5,95 0,967 62,873 C3-C4 5 0,813 52,834 Каталізат 83 13,493 877,047 ВВГ 5 0,813 52,834 Втрати 1 0,163 10,567 Разом 100 16,257 1056,683 6. Ізомеризація % на сировину % на нафту Тис,т,/рік Поступило Фракція п,к-62 100 1,206 78,413 ВВГ 0,3 0,004 0,235 Разом 100,3 1,210 7 ,649 Одержано: C1-C2 2 0,024 1,568 Ізомеризат 97,3 1,174 76,296 Втрати 1 0,012 0,784 7. Гідроочистка дизельного палива % на сировину % на нафту Тис,т,/рік Поступило Фракція 180-350 0С 100 26,2 1703 ВВГ 1,5 0,393 25,545 разом 101,5 О ержано: H2S 0,65 0,170 11,070 C1-C2 1 0,262 17,03 C3-C4 0,75 0,197 12,773 Бензин 2 0,524 34,06 гідрогенізат 96,1 25,178 1636,583 Втрати 1 0,262 17,03 Разом 101,5 26,593 1728,545 8. ГДМ-ГДС % на сировину % на нафту Тис,т,/рік Поступило Фракція >490 0С 100 40,1 2606,5 ВВГ 3,5 1,404 91,228 Разом 103,5 Одержано: H2S 3,2 1,283 83,408 C1-C2 4,2 1,684 109,473 C3-C4 4,3 1,724 112,080 Фракція п,к,-85 0С 2,6 1,043 67,769 Фракція 85-180 0С 12,8 5,133 333,632 Легкий газойль 67 6,867 1746,355 Важкий газойль 8,4 3,368 218,946 Втрати 1 0,401 26,065 Разом 103,5 41,504 2697,728 9. Коксування % на сировину % на нафту Тис,т,/рік Поступило В.Г. після ГДМ-ГДС 100 3,368 218,946 Одержано: C1-C2 3 0,101 6,568 C3-C4 4 ,135 8,758 Бензин 16 0,539 35,031 Легкий газойль 26 0,876 56,926 Важкий газойль 31 1,044 67,873 Кокс 17 0,573 37,221 Втрати 3 0,101 6,568 Разом 100 3,368 218,946 10.ВВГ Поступило Виробництво ВВГ 1,69 109,995 ВВГ з каталітичного рифо мінгу 0,81 52,834 Разом 100 2,51 162,829 *Затрати Затрати в ізомерізації 0,15 0,00 0,235 Затрати в гідроочстці Д.П. 16,62 0,39 25,545 Затрати в ГДМ-ГДС 59,35 1,40 91,228 Затрати в гідрокрекінгу 21,89 0,53 33,652 Разом 98,01 2,33 150,6 0 Залишокова 7,92 0,18 12,169 11. Виробництво ВВГ % на сировину % на нафту Тис,т,/рік Поступило Сухий газ 100 2,256 146,66 Одержано ВВГ 75 1,692 109,995 Сухий газ 24 0,542 35,198 Втрати 1 0,023 1,467 Разом 2,256 146,660 12. Сухий газ *Поступило % на сировину % на нафту Тис,т,/рік Сухий газ з ізомерізації 0,59 0,024 1,568 Сухий газ з риформінгу 23,73 0,967 62,873 Сухий газ з гідрокрекінгу 24,71 1,001 65,458 Сухий газ з ГДМ-ГДС 41,32 1,684 109,473 Сухий газ з коксування 2,48 0,101 6,568 Сухий газ з гідроочистки дизельної фракції 6,43 0,262 17,03 З АВТ 0,74 0,030 1,950 Разом 100,00 4,069 264,920 Витрати на виробництво ВВГ 2,256 146,66 Залишок 1,813 118,260 Сухий газ з ВВГ 0,542 35,198 Разом 2,354 153,459 14.СПБТ Поступило С3Н8 з ГФУ насиченого 40,55 1,42 93,13 н-С4 з ГФУ насиченого 21,95 0,79 50,40 і-С4 з ГФУ насиченого 33,69 1,20 77,37 С3-С4 з коксування 3,81 0,13 8,758 Разом 100,00 3,54 229,67 *Одержано СПБТ 100,00 3,62 229,6 15. Н2S *Поступило З гідроочиски Д.П. 9,29 0,170 11,070 з гідрокрекінгу 20,31 0,46 29,883 З ГДМ-ГДС 70,03 1,283 83,408 З риформінгу 0,44 0,008 0,528 *Одержано Разом 100 1,922 124,889 16.Установка виробництва сірки % на сировину % на нафту Тис,т,/рік Поступило Н2S 100 1,920 124,889 Одержано Н2S 94 1,805 117,396 Втрати 6 0,115 7,493 Разом 100 1,920 124,889 17. Котельне паливо *Поступило Важкий газойль з коксування 36,22 1,044 67,873 Важкий газой ь з гідрокрекінгу 63,78 1,840 119,53 Разом 100,00 2,884 187,405 18 Кількість та якість дизельних компонентів Компоненти Кількість Якість % на нафту Тис,т,/рік ЦЧ %S Температура застигання Межі викип Дизпаливо після гідроочистки 25,18 1636,58 55 0,05 -21 180-350 З гідрокрекінгу 14,67 947,72 50 0,1 -25 180-350 З коксування 0,88 56,93 40 0,16 -25 180-350 З ГДМ-ГДС 26,87 1746,36 47 0,2 -20 180-350 Разом 67,59 4387,58 19 Кількість та якість бензинових компонентів Компоненти Кількість Якість тис.т/рік % на нафту ОЧ-MM ( ДМ) Межі википання фракції, 0С Ізомеризат 76,30 1,17 90 п.к - 62 Гідроочистка 34,06 0,52 70 п.к-180 Каталізат риформінга 877,05 13,49 97 85-180 Бензин коксування 35,03 0,54 70 пк - 180 ГДМ-ГДС 67,77 1,04 75 пк - 180 Гідрокрекінг 37,00 0,57 75 пк - 180 C5+ ГФУ насичених 14,63 0,21 74 п.к-70 Фракція 62-85 0С 103,10 1,59 75 62-85 Всього 1244,93 19,14 13. ГФУ ( насичених ) Сировина та продукти Компоненти Разом Вихід на нафту С3Н8 i-С4Н10 н-С4Н10 С5 і вище %мас Тис.т/рік Поступило 1. Головка стабілізації каталітичного риформінгу Склад газу, % мас. 48.17 24.63 18.75 8,45 100.00 52,834 0,81 Кількість компонентів, т/рік 21,06 10,77 8,2 3,70 2. Головка стабілізації ГДМ-ГДС Склад газу, % мас. 37.50 34.75 22.21 5,54 100.00 112,08 1,72 Кількість компонентів, т/рік 41,05 38,04 24,30 6,06 3. Головка стабілізації гідрокрекінг Склад газу, % мас. 37.50 34.75 22.21 5,54 100.00 61,19 0,94 Кількість компонентів, т/рік 22,95 21,26 13,59 3,39 4. Головка стабілізації гідроочистки Склад газу, % мас. 40.52 38.94 19.88 0,66 100 12,77 0,20 Кількість компонентів, т/рік 3,55 3,41 1,74 0,77 Разом Склад газу, % мас. 39,54 32,85 21,4 6,21 100 3,67 Кількість компонентів, т/рік 94,45 78,47 51,12 14,83 238,88 Одержано 1.Кількість компонентів, т/рік 93,13 77,37 50,40 14,63 98,6 235,54 3,62 2.Втрати 1,42 1,20 0,79 0,21 1,40 3,34 0,05 Разом 94,45 78,47 51,12 14,83 100.00 238,88 3,67 20.Матеріальний баланс компаундування бензину Торварний Кількість компонентів в суміш, тис. т/рік Кількість бензину Октанове число З ГФУ нас.С5 Ізомеризат Гідрокрекінг ГДМ-ГДС Бензин коксування Гідроочистка Каталізат. Реформінгу Фракція 62-85 0С тис.т/рік % на нафту А-92 627,05 103,1 767,14 11,80 92, A-95 76,30 37,00 200,00 276,30 4,25 95 А-80 14,63 67,77 35,03 34,06 50,00 201,49 3,10 80 Всього 14,63 76,30 37,00 67,77 35,03 34,06 877,05 103,1 1244,93 19,15 21.Матеріальний баланс компаундування дизельного палива Товарний продукт Кількість компонентів в суміші, тис.т/рік кількість дизпалива Якість палива Дизпаливо після гідроочистки Легкий газойль з гідрокрекінгу гудрону Легкий газойль з ГДМ - ГДС Легкий газойль з коксування тис.т/рік % на нафту ЦЧ Вміст сірки, % Температура застигання Л-0,1-40 1636,58 1746,36 3382,94 52,05 50 0,1 -20 З-0,1 -25 947,72 56,93 1004,64 15,46 50 0,1 -25 Всього 1636,58 947,72 1746,36 56,93 4387,58 67,50 22 Загальні і незворотні втрати на заводі. Технологічні установки Кількість тис.т/рік % на нафту 3*АВТ 39,00 0,60 Ізомерізація 0,78 0,01 Каталітичний реформінг 10,57 0,16 Гідроочистка Д.П. 17,03 0,26 ВПБ 3,63 0,06 Гідрокрекінг 14,23 0.219 ГДМ-ГДС 26,07 0,40 Виробництво ВВГ 1,47 0,02 Коксування гудрону 6,57 0,10 Виробництво сірки 7,49 0,12 ГФУ насичених 3,34 0,05 Разом 130,17 1,78 V.23.Зведений матеріальний баланс. Сировина і товарні продукти. Кількість тис.т/рік % на нафту *Поступило Нафта 6500,00 100,00 *Одержано Бензин А-92 767,14 11,80 Бензин А-95 276,30 4,25 Бензин А-80 201,49 3,10 Дизпаливо Л-0,1-40 3382,94 52,05 Дизпаливо З-0,1 --25 1004,64 15,46 Котельне паливо 187,41 2,88 Кокс 37,22 0,57 СПБТ 229,67 3,62 ВВГ 12,17 0,18 Сухий газ 153,46 2,55 Сірка 117,40 1,80 Загальні втрати 130,17 1,73 Всього 6500,00 100,00 24.Склад заводу по технологічних установках Технологічні установки Продуктивність по перероблюваній сировині, тис.т/рік Номінальна продуктивність установки тис.т/рік Кількість установок шт. Степінь використання продуктивності установки % АВТ-3 6500 3,000.00 і 3,500.00 2 100.00 Ізомеризація 78,649 100.00 1 78,65 ГДМ-ГДС 2697,728 1000 3 89,92 Каталітичний риформінг 1056,683 600 2 88,06 Гідроочистка Д.П. 1728,545 900.00 2 96,03 Гідрокрекінг 1457,152 1,500.00 1 97,13 Коксування 218,946 300 1 78,98 ВПБ 726,05 1000.00 2 72,61 ГФУ насичених 238,88 300.00 1 79,63 Глибина переробки нафти Г (%) розраховують за формулою: Г = %=[6500-187,41-130,17]*100/6500=95,11% Величина відбору світлих нафтопродуктів С (%) визначають за формулою. Де Б, К, Д, А, Ж, П, СГ, Р – кількість бензинів, кероксинів, дизельних палив, ароматичних вуглеводнів, рідких парафнів, зріджених газів, та розчиників ( тис.т.рік), що виробляються на заводі; Н – потужність заводу за перероблюваною нафтою, тис.т/рік. С = 5862,18*100/6500= 90,19 % VI. Теоретичні основи каталітичного риформінгу: Призначення: Каталітичний риформінг призначений для підвищення октанового числа бензинової фракції або для одержання індивідуальних ароматичних вуглеводнів. Суть: Якщо парафіни та нафтени перевести в ароматичні вуглеводні то це значно підвищить октанове число бензину. Процес проходить на поверхні каталізатора при жорстких умовах, Т=480-500оС, Р=1...4,5МПа., об’ємна швидкість подачі сировини від 1 год-1 до 3 год-1. Каталізатори: Промислові процеси каталітичного риформінгу відбуваються на біфункціональних каталізаторах, що складаються з активного носія (найчастіше γ-Аl2Оз), що має кислотні функції, та нанесених на нього одного чи декількох активних елементів (Pt, Re, Pd, Ge тощо) з гідруючо-дегідруючими властивостями. Активність носія підсилюють шляхом підведення до його поверхні галогенвмісних сполук. Максимальна гідруючо-дегідруюча активність каталізатора риформінгу досягається при вмісті гідруючих компонентів на поверхні носія всього 0,08...0,10 %, однак їх вміст у промислових каталізаторах становить 0,5.. .0,8 %. Першим промисловим каталізатором каталітичного риформінгу, який знайшов надзвичайно широке застосування, був алюмоплатиновий (або платиновий) каталізатор. Процес каталітичного риформінгу на платиновому каталізаторі називався платформінгом. Платинові каталізатори містили 0,4...0,65 % мас. Pt, нанесеної на оксид алюмінію. Каталізатори цієї серії достатньо ефективні в процесі риформінгу, але нестійкі до дії гетероатомних сполук і дуже дорогі. Біметалічні каталізатори риформінгу містять вже два активні елементи. Найчастіше це платина і реній. Платино-ренієві каталізатори риформінгу характеризуються нижчим вмістом платини (до 0,4 %мас.) та приблизно такою ж кількістю ренію. Промисловий процес на каталізаторах цього типу одержав назву реніформінг. Порівняно з платиновими, платино-ренієві каталізатори мають більшу активність і стабільність та дещо меншу вартість. Найсучаснішими є поліметалічні каталізатори риформінгу. Вони містять три або більше металів (Pt—Re—Ir, Pt-Re-Ge тощо). Ці каталізатори мають найвищу активність та стабільність в умовах промислового процесу риформінгу. Крім цього, перехід від платинових до бі- або поліметалічних каталізаторів дозволив дещо знизити температуру та суттєво зменшити тиск цього процесу, що привело до зменшення енергетичних затрат на експлуатацію промислових установок каталітичного риформінгу. Хімізм процесу: Процес каталітичного риформінгу здійснюється під тиском водню, і включає три основних типи реакцій, яким піддаваються вуглеводні: ароматизацію, ізомерізацію, гідрокрекінг. Найбільш важливу роль грають реакції, які ведуть до утворення ароматичних вуглеводнів. Ароматизація бензинів при риформінгу здійснюється за рахунок дегідрування шестичленних нафтенів та дегідроциклізації парафінів. У результаті цих реакцій одержують ароматичні вуглеводні, що мають високе октанове число. Основною реакцією, що проходить при каталітичному риформінгу, є дегідрування шестичленних нафтенів: Ця реакція термодинамічно найбільш імовірна при температурі процесу. П'ятичленні нафтени, які містяться в бензинах, безпосередньо не дегідруються, але в присутності платинових, платино-ренієвих та інших каталізаторів риформінгу вони ізомеризують з утворенням відповідних шестичленних нафтенів, які вже здатні до дегідрування: Іншою надзвичайно важливою реакцією каталітичного риформінгу є дегідроциклізація парафінів: У реакцію дегідроциклізації вступають також парафіни ізо-будови. Загалом процес дегідроциклізації парафінів проходить менш глибоко, ніж дегідрування нафтенів. Парафінові вуглеводні нормальної будови в умовах каталітичного риформінгу можуть також вступати в реакцію ізомеризації. Алкілароматичні вуглеводні, які знаходяться в сировині каталітичного риформінгу, можуть вступати в реакції ізомеризації та деалкілювання. В результаті проходження останньої зростає вміст бензолу у цільовому продукті. Основним напрямком процесу риформінгу є ароматизація вуглеводнів. Але в умовах даного процесу проходить також гідрокрекінг, що призводить до утворення вуглеводневих газів: С8Н18 + Н2 (C3Н8 + С5Н12 Це небажана реакція процесу каталітичного риформінгу, оскільки в результаті її зменшується вихід цільового продукту високооктанового компонента бензину. Ще однією небажаною реакцією є ущільнення з утворенням коксу. В результаті цієї реакції каталізатор риформінгу втрачає активність. Щоби запобігти цьому, риформінг проводять в атмосфері водню при високому тиску. Сировина та продукція: Сировиною каталітичного риформінгу є бензинові фракції з початком кипіння 60°С і вище та кінцем кипіння не вище 180°С. Фракція п.к.-60°С не містить вуглеводнів, здатних утворювати арени, тому це баластна фракція. Використання сировини з температурою кінця кипіння, вищою за 180° С викликає інтенсивне закоксовування каталізатора і зменшення тривалості міжрегенераційного періоду в роботі установки риформінгу. Для одержання високооктанового компонента бензину найчастіше використовують широку бензинову фракцію 85-180°С, а для одержання індивідуальних ароматичних вуглеводнів: бензолу - фракцію 62-85°С, толуолу - фракцію 85-105°С, ксилолів та етилбензолу- фракцію 105-140°С. Основною вимогою до сировини каталітичного риформінгу є мінімальна кількість сірки (до 0,0001 % мас.). Тому сировину перед риформуванням направляють на попередню гідроочистку для очищення від гетероатомних сполук. Продуктами установки каталітичного риформінгу є водневмісний газ, вуглеводневі гази, головка стабілізації та рідка фракція- каталізат (риформат). У результаті попереднього гідроочищення сировини одержують також сірководень в невеликій кількості. Каталізат риформінгу - це бензинова фракція з октановим числом 85 і вище за моторним методом. Він містить 50...70 % мас. ароматичних, біля 30% мас. парафінових, 10...15 % мас. нафтенових та 1...2 % мас. ненасичених вуглеводнів. Каталізат використовують як високооктановий компонент бензину. При виробництві індивідуальних ароматичних вуглеводнів (ароматичний риформінг) їх і виділяють з каталізату шляхом екстракції. Вуглеводневі гази та головка стабілізації містять насичені вуглеводні С1- С4. Їx направляють на розділення, а одержані продукти використовують за схемою переробки нафтозаводських газів. Водневмісний газ (ВВГ). Основний компонент ВВГ - водень, що виділяється в результаті цільових реакцій риформінгу (дегідрування шестичленних нафтенів, дегідроциклізації парафінів). Його вміст у водневмісному газі може досягати 90 % об. і більше. ВВГ частково використовують для поповнення втрат циркулюючого водневмісного газу, а основну його частину направляють на установки гідроочищення та гідрокрекінгу нафтопродуктів. Сірководень, що в невеликій кількості одержується на блоці попередньої гідроочистки сировини, використовують як сировину для виробництва сірки. Технологічний режим процесу: Основні технологічні параметри риформінгу- об’ємна швидкість подачи сировини, тиск, кратність циркуляції водневмісного газу, максимальна температура процесу, а для установок з рухомим шаром каталізатора – продуктивність вузолу регенерації, вибираються при проектуванні установок. Промисловий процес каталітичного риформінгу здійснюють в середовищі водневмісного газу (70...90 % об. Н2) при таких умовах: температура 470... 520°С, тиск - 1,5...4,0 МПа, об'ємна швидкість подачі сировини 1...2год, відношення кількості циркулюючого водневмісного газу до кількості сировини (кратність циркуляції ВВГ) - 1300... 1800 м3/м3. Наявність вологи : знижений вміст вологи зменшує активність каталізатора. Якщо завищений вміст вологи то посилюється корозія обладнання. Тому, нормальна води в водневмісний газ коли (1-1,5).10-3% сировини. Підвищують вологу шляхом впорскування конденсарту (дистильвана вода). Зниження вмісту вологи досягаються осушкою ВВГ на ціолітах. Якість сировини відіграє велику роль в процесі каталітичного риформінгу. З точки зору групового вуглеводневого складу доброю є сировина з високим вмістом циклоалканових (нафтенових) вуглеводнів. Чим більше у сировині риформінгу циклоалканів та аренів, тим вищий вихід каталізату. Щодо фракційного складу, то оптимальними є бензинові фракції 85-180°С або 105-180°С. Чим вищою є температура початку кипіння, тим нижчою може бути температура процесу риформінгу. Температура процесу риформінгу знаходиться в межах 470...520°С. Зниження температури при інших рівних умовах призводить до збільшення виходу бензину, зниження виходу газів, зменшення коксоутворення, але водночас і до зменшеиня кількості ароматичних вуглеводнів у бензині і, як наслідок, до зниження його октанового числа. При надмірному підвищенні температури посилюється коксоутворення на поверхні каталізатора, а також збільшується вихід газів внаслідок проходження реакцій гідрокрекінгу. Об'ємна швидкість подачі сировини зазвичай становить 1...2 год-1. Зниження об'ємної швидкості подачі сировини при інших рівних умовах дає той самий ефект, що і підвищення температури: зменшення виходу каталізату, підвищення його октанового числа, збільшення виходу газу та коксу. Дуже низькі об'ємні швидкості подачі сировини економічно невигідні, оскільки при цьому необхідно значно збільшувати розміри реакторів. Тиск водневмісного газу у процесі каталітичного риформінгу відіграє значну роль. При його підвищенні до 2...4 МПа різко знижується швидкість газо- та коксоутворення. Водночас збільшення тиску викликає зменшення вмісту ароматичних: вуглеводнів у каталізаті. При застосуванні алюмоплатинових каталізаторів підтримують високий тиск - до 4,0 МПа, а при переході до біметалічних та поліметалічних каталізаторів тиск знижується і становить 0,8.... 1,6 МПа. Кратність циркуляції ВВГ - це об'єм водневмісного газу, що подається на одиницю об'єму сировини при нормальних умовах. Кратність циркуляції ВВГ коливається в межах 1300... 1800 м3/м3 . Розбавлення парів сировини воднем запобігає закоксовуванню каталізатора і сприяє зростанню тривалості роботи каталізатора. З іншого боку, збільшення кратності циркуляції пов'язане із зростанням енергетичних затрат на експлуатацію установки риформінгу. Помітну роль в ході процесу каталітичного риформінгу відіграє активність каталізатора. Чим більша активність, тим інтенсивніше проходить продес! риформінгу і тим вище октанове число каталізату. При переході до більш активних каталізаторів у процесі риформінгу підтримують м'якші умови. Тепловий ефект реакції залежить головним чином від вмісту в сировині нафтенових вуглеводнів, оскільки саме реакції дегідрування нафтенів супроводжуються інтенсивним поглинанням тепла. Якщо для парафінистої сировини від'ємний тепловий ефект становить 295...364 кДж/кг сировини, то для нафтенової - 410...670 кДж/кг. Оскільки внаслідок від'ємного теплового ефекту реакції температура газосировинної суміші падає, необхідно до неї підводити тепло. Ця обставина вимушує розподіляти каталізатор у декількох реакторах (найчастіше в трьох) і нагрівати газосировинну суміш у окремих секціях печі риформінгу. У першому реакторі поглинання тепла особливо значне, оскільки вміст нафтенів у сировині досить високий, в останньому - навпаки. Щоб зробити підведення тепла більш рівномірним, каталізатор розподіляють у реакторах нерівномірно: в першому за ходом сировини реакторі - найменша кількість каталізатора, в останньому найбільша. Співвідношення завантаження каталізатора по реакторах може бути 1:2:4, 1:3:7 тощо. Промислова технологічна установка каталітичного риформінгу складається з трьох блоків: - блок попереднього гідроочищення сировини; - блок риформінгу (реакторний блок); - блок стабілізації каталізату. Якщо на установці одержують індивідуальні ароматичні вуглеводні, то до її складу входить ще і блок виділення ароматичних вуглеводнів. VII. Обгрунтування та опис технологічної схеми: Призначення: Процес каталітичного риформінгу призначений для підвищення детонаційної стійкості бензинів (октанове число) і отримання ароматичних вуглеводнів, головним чином бензолу, толуолу, ксилолів. Важливе значення має побічний продукт процесу – водневмісний газ, який широко використовують в процесах гідроочистки нафтових дистилятів. Обгрунтування: Першим промисловим каталізатором каталітичного риформінгу, який знайшов надзвичайно широке застосування, був алюмоплатиновий (або платиновий) каталізатор. Проте із розвитком нових технологій , алюмоплатиновий каталізатор почали замінювати на біметалічні чи поліметалічні,які мають кращі характеристики. Поліметалічні каталізатори володіють стабільністю біметалічних , але характеризуються підвищеною активністю , кращою селективністю і забезпечують більш високий вихід реформату. Опис технологічної схеми: Вихідна сировина фракція 85-1800С направляється на блок гідроочистки ,де очищається від гетороатомних сполук .Гідроочищена сировина подається насосом Н-1 , змішується з циркулюючим водневмісним газом нагрівається в теплообміннику Т-1 та в першій секції печі П-1 . Газосировинна суміш (ГСС) в пароподібному стані при Т=5000С направляється в реактор риформінгу Р-1. Тут відбувається близько 50% перетворень , в результаті чого знижується температура суміші .Частково охолоджена суміш з Р-1 , проходить 2 секцію П-1 нагрівається до Т=5000С і направляється в реактор Р-2 .Тут відбувається 30-35% перетворень . Знову охолоджена суміш з Р-2 проходить 3-тю секцію П-1 догрівається і направляється в реактор Р-3 .Тут завершується процес каталітичного риформінгу. Газопродуктова суміш (ГПС) з Р-3 проходить теплообмінник Т-1 , охолоджується в КХ-1 та в водяному холодильнику ВХ-1 до Т=35-400С ,частково конденсується і направляється в сепаратор низького тиску С-1. Р=1,2 мПа в наслідок зниження тиску випаровуються легкі вуглеводні і ВВГ,які стискуються компресором Кр-1 і подаються у ВХ-2 де проходить охолодження і поступають в С-2.Нестабільний каталізат насосом Н-2 подається в С-2. С-2 сепаратор високого тиску призначений для відділення від ГПС водневмісного газу. ВВГ осушується в адсорберах Ад-1, Ад-2 проходить осушку цеолітами .Проходить крапле відбійник стискується компресором Кр-1 і подається на змішування з сировиною .Балансова кількість ВВГ частково подається на блок ГО частково виводиться з установки . Гази і нестабільний каталізат з С-2 направляємо в колону К-1 – це фракціонуючий абсорбер , призначений для віллілення від каталізату сухого газу , як абсорбент використовується нестабільний каталізат ( нижній продукт ).Зверху К-1 виводиться сухий газ .Насичений абсорбент знизу К-1. В результаті відбувається десорбція ( випаровування ) легких вуглеводнів , які піднімаються у верхню частину колони .Каталізат з П-2 охолоджується в теплообміннику Т-2 і водяному холодильнику ВХ-4 і виводиться з системи. Гази подаються на охолодження в КХ-2 і водяний холодильник ВХ-3 дальше подається в крапле відбійник Е-1 , виводиться сухий газ. Частина жирного газу насосом Н-5 подається на верхню тарілку К-1, а решта виводиться. VIII.Розрахунок установки каталітичного крекінгу Матеріальний баланс установки каталітичного риформінгу У даній сировині, сума ароматичних і нафтенових вуглеводнів дорівнює %.43 Тому із графіки Г.М. Маслянський , ми визначаємося вихід бензинів дорівнює 83 %. Матеріальний баланс установки каталітичного риформінгу продуктивністю 600 тис.т/рік з тривалістю роботи 340 днів/рік, яка працює для підвищення октанового числа фракції 85-1800С, , бензин з гідрокрекінгу, бензин з ГДМ-ГДС важкої сировини, з густиною 767,2 кг/м3. Водневмісний газ має такий склад, % мол Н2 - 70,1; СН4 - 13,3; С2Н6 - 9,1; С3Н8 - 4,9; С4Н10 – 1,5; С5 і вищі вуглеводні – 1,1 %; Кратність циркуляції водновмісного газу 1800 м3/м3 сировина. Вихід продуктів, %мас. На сировину: бензин – 83%, вуглеводневий газ - 11%, водневмісний газ - 6 %. Продуктивність установки: Gc = = 73529,41 кг/год. Об'ємна витрата водневмісного циркуляційного газу: nг = Vц.г /Vс Де Vц.г – об’ємна витрата, м3/год; Vс - об’ємна витрата сировини, м3/год; nг – кратність циркуляції. Vц.г = = 172514,26 м3/год. Середня молекулярна маса циркуляційного газу: Мсер = = 2.0,701+16.0,133+30.0,091+44.0,049+58.0,015+86.0,011= 10,2 Масова витрата водневмісного циркуляційного газу: Gц.г = = = 78555,6 кг/год. Матеріальний баланс установки каталітичного риформінгу Стаття %мас кг/год тис.т/рік Надійшло: сировина 100.00 73529,41 600,00 циркуляційний газ 106.83 78555,6 641,01 Разом : 206,83 152085,01 1241,01 Одержано: каталізат /бензин/ 83.00 61029,41 498,00 вуглеводневий газ 11.00 8088,24 66,00 водневмісний газ 6.00 4411,76 36,00 циркуляційний газ 106,83 78555,6 641,01 Разом : 206,83 152085,01 1241,01 Розрахунок реакторів Х1, Х2, Х3 – ступінь перетворення сировини по реакторах; Матеріальний баланс першого реактора , X1 = 0,54 Стаття %мас. кг/год тис.т/рік Надійшло: Сировина 100.00 73529,41 600,00 Одержано: Бензин (каталізат) 83.0,54 = 44,82 32955,88 268,92 Вуглеводневий газ 11.0,54 = 5,94 32955,88 268,92 Водневмісний газ 6.0,54 = 3,24 2382,35 19,44 неперетворена сировина (1-0,54).100 = 46 33823,53 276,00 Разом: 100.00 73529,41 600,00 Матеріальний баланс другого реактора, Х2=0,32 Стаття %мас. кг/год тис.т/рік Надійшло: неперетворена сировина 46.00 33823,53 276,00 Бензин (каталізат) 44.82 32955,88 268,92 Вуглеводневий газ 5,94 32955,88 268,92 Водневмісний газ 3,24 2382,35 19,44 Разом 100.00 73529,41 600,00 Одержано Бензин (каталізат) 83(0,54+0,32) = 71,38 52485,29 428,28 Вуглеводневий газ 11(0,54+0,32) = 9,46 6955,88 56,76 Водневмісний газ 6(0,54+0,32) = 5,16 3794,12 30,96 неперетворена сировина [1-(0,54+0,32)]100 = 14,00 10294,12 84,00 Разом 100.00 73529,41 600,00 Матеріальний баланс третього реактора , Х3=0,14 Стаття %мас. кг/год тис.т/рік Надійшло: неперетворена сировина 14 10294,12 84,00 Бензин (каталізат) 71.38 52485,29 428,28 Вуглеводневий газ сен.46 6955,88 56,76 Водневмісний газ 5,16 3794,12 30,96 Разом 100.00 73529,41 600,00 Одержано: Бензин (каталізат) 83.00 61029,41 498,00 Вуглеводневий газ 11.00 8088,24 66,00 Водневмісний газ 6.00 4411,76 36,00 Разом 100.00 73529,41 600,00 Визначення реакційного об’єму і необхідної кількості каталізатора Необхідний реакційний об’єм /об’єм каталізатора/ визначається по виразу, м3 : Vр = , Де ρс – густина сировини, кг/м3; υоб – об’ємна швидкість сировини, год-1. Vр = = 79,87м3. Маса каталізатора, що знаходиться в реакторному блоці, визначається по виразу, кг; Gк = Vр.ρнас , Де : ρнас – насипна густина каталізатора, кг/м3. Насипна густина каталізатора риформінгу знаходиться в межах 600-650 кг/м3. Gк = 79,87.640 = 51116,8 кг. Каталізатор в реакторах позподіляється не рівномірно, а в такому співношенню 1:2:4. На основі прийнятого співвідношення /а:b:с/ розподілу каталізатора його кількість в реакторах знаходять по виразах: Gк1 = ; Gк2 = ; Gк3 = Тому що, в третьому реакторі найбільше каталізатора, то часом на третій ступені риформінгу встановлюють два паралельно працюючі реактори. Кількість каталізатора в першому реакторі: Gк1 = = 7302,4кг. Кількість каталізатора в другому реакторі: Gк2 = = 14604,8 кг. Кількість каталізатора в третьому реакторі: Gк3 = = 29209,6кг. Спрощений технологічний розрахунок теплового ефекту: Тепловий ефект процесу каталітичного риформінгу фракції 85-1800С такого складу: tп.к = 770С, t10% = 950С, t50% = 1270С, t70% = 1500С, t90%=1700С, tк.к = 1800С. Склад сировини: ароматичні вуглеводні – 6%; нафтенові – 37%; парафінові вуглеводні – 57%. Вуглеводневий склад каталізату, %мас : ароматичні – 58,5%, нафтенові – 7,5%, парафінові - 34%. Визначаємо середньооб’ємну температуру кипіння сировини: tс.о = = = 135,50С. Кут нахилу кривої розгонки : α = = = 0,94 По графіку ∆t = -8. Середньомолекулярна температура кипіння: tс.м = tс.о + ∆t = 135,5 – 8 = 127,50С. Середня молекулярна маса сировини: Мс = 60 + 0,3tс.м + 0,001t2с.м Мс = 60 + 0,3.127,5 + 0,001.127,52 = 114,5. Середнє число атомів вуглецю в молекулі сировини: m = Де nc, ас – вміст ароматичних, парафінових вуглеводнів у сировині, масові долі. m = = 8,07. Молекулярні маси різних груп вуглеводнів: Ароматична група: Ма = 14.m – 6 = 14.8,07 – 6 = 106,98; Нафтенова група : Мн = 14. m = 14.8,07 = 112,98; Парафінова група : Мп = 14. m + 2 = 14.8,07 + 2 =114,98. Тепловий ефект процесу qр кДж/кг: qр = Де К: масовий вихід стабільного каталізату, масові долі; ас, нс, пс, ак, нк, пк – вміст ароматичних, нафтенових і парафінових вуглеводнів відповідно у сировині і каталізаті, масові долі; Ма, Мн, Мп – молекулярна маса відповідно ароматичних, нафтенових, парафінових вуглеводнів. qр = qр = 835,71 кДж/кг сировини. Розрахунок геометричних розмірів реакторів: 1. Вибір конструкції і визначення основних розмірів реактора: Реактори установок каталітичного риформінгу з стаціонарним шаром каталізатора за термодинамічними ознаками відносяться до адіабатичного

Курсова робота Інші

01.01.1970 03:01-

Коментарі

Ви не можете залишити коментар. Для цього, будь ласка, або зареєструйтесь.

Ділись своїми роботами та отримуй миттєві бонуси!

Маєш корисні навчальні матеріали, які припадають пилом на твоєму комп'ютері? Розрахункові, лабораторні, практичні чи контрольні роботи — завантажуй їх прямо зараз і одразу отримуй бали на свій рахунок! Заархівуй всі файли в один .zip (до 100 МБ) або завантажуй кожен файл окремо. Внесок у спільноту – це легкий спосіб допомогти іншим та отримати додаткові можливості на сайті. Твої старі роботи можуть приносити тобі нові нагороди!

поділитись