Гидроочистка дизельной фракции в процессе нефтепереработки

Этапы гидроочистки дизельных фракций. Каталитические процессы нефтепереработки. Гидроочистка топлив. Расчет реакторного блока установки гидроочистки дизельного топлива. Материальный и тепловой баланс установки. Расчет потери напора в слое катализатора.

Рубрика Химия
Вид курсовая работа
Язык русский
Дата добавления 18.10.2012
Размер файла 294,3 K

Отправить свою хорошую работу в базу знаний просто. Используйте форму, расположенную ниже

Студенты, аспиранты, молодые ученые, использующие базу знаний в своей учебе и работе, будут вам очень благодарны.

Размещено на http://www.allbest.ru

Размещено на http://www.allbest.ru

Гидроочистка дизельной фракции в процессе нефтепереработки

Содержание

1.0 гидроочистка дизельных фракций

1.1 катализаторы гидроочистки

2.0 каталитические процессы нефтепереработки. Гидроочистка топлив

3.0 расчет реакторного блока установки гидроочистки дизельного топлива

3.1 исходные данные

3.2 выход гидроочишенного топлива

3.3 расход водорода на гидроочистку

3.4 потери водорода с отдувом

4.0 материальный баланс установки

5.0 расчет объёма катализатора

5.1 материальный баланс реактора

5.2 тепловой баланс реактора

6.0 расчет потери напора в слое катализатора

7.0 основные факторы опасности на установке

8.0 список литературы

1.0.ГИДРООЧИСТКА ДИЗЕЛЬНЫХ ФРАКЦИЙ

гидроочистка дизельная фракция нефтепереработка

Малосернистое дизельное топливо с улучшенными эксплуатационными характеристиками получают гидроочисткой как прямогонных фракций, так и сырья вторичного происхождения.Повышенный интерес в последние годы к развитию процессов гидроочистки средних дистиллятов связан с увеличением объёма переработки сернистых и высоко сернистых нефтей, а так же с высокой дизелизацией транспортных средств.

Прямогонные дизельные фракции подвергают гидроочистке без заметного изменения их группового и фракционного состава при t=380-400 ?С ,давления 3-4 МПа, объемной скорости сырья 2-5 ч-1 и циркуляции водород содержащего газа 300-600 м33 сырья. Степень гидрообессеривания при этом составляет 85-95 %. Наиболее полно удаляются меркаптаны (~86 %),сульфиды (~86 %). В зависимости от вида сырья, активности применённого катализатора и жесткости процесса расход водорода в процессе гидроочистки колеблется от 0,16 до 0,45 %, из которых только 50 % расходуется на гидрирование сернистых соединений. На глубину и скорость реакции гидрирования сернистых соединений среднедистяляционных фракций заметное влияние оказывает давление, температура и отношение водород:сырьё.При понижении парциального давоения водорода в системе до 3,0 МПа снижается глубина гидрирования сернистых соединений и алкенов, а также сокрашается срок службы катализатора из за повышения скорости отложения кокса. При повышении температуры процесса скорость гидрообессеривания возрастает, однако снижается селективность, увеличивается выход газа и бензина, повышается расход водорода и понижается обший срок службы катализатора. Однако отношение водород:сырьё влияет на продолжительность контакоа сырья с катализатором и на испаряемость сырья.

Более пригодны для полуыения дизельных топлив дистилляты замедленного коксования. Так летнее дизельное топливо с цетановым числом 57 и выше полученно из фракции 160-338 и 200-380?С дистиллятов замедленного коксования в результате гидроочистки, проводимой при t=356?С, давлении 5МПа, объёмной скорости подачи сырья 1ч-1 и циркуляции водородсодержжашего газа 400 м33 сырья. С повышением t до 380 ?С объёмную скорость можно поднять до 1,5-2 ч-1, а давление опустить до 3 МПа. Скорость протекания реакции гидроочистки моторных топлив зависит от химической природы и физических свойств сырья, типа катализатора, парциального давления водорода, объемной скорости подачи сырья, температуры и других факторов. Она является сложной функцией каждого из этих параметров, которые к тому же взаимосвязаны, поэтому оценить влияние на процесс каждого из них в отдельности практически невозможно. Однако, можно выявить, какие факторы наиболее важны и как их следует изменять для достижения оптимальных результатов.

Для всех видов сырья степень обессеривания возрастает с повышением температуры, но до известных пределов. Каждый вид сырья имеет свой максимум температуры, после которого скорость реакции разложения и насыщения непредельных углеводородов увеличивается быстрее, чем скорость реакции гидрирования серных соединений. Избирательность действия катализатора по отношению к сернистым соединениям замедляется, возрастает выход газа, легких продуктов, расход водорода. Увеличивается коксование. Вследствие этого для каждого вида сырья и катализатора существует свой оптимальный интервал температур.

Объемная скорость подачи сырья также в значительной степени влияет на процесс. Оптимальное ее значение для каждого вида сырья определяется опытным путем. При росте общего давления процесса растет парциальное давление водорода. Повышение парциального давления ускоряет реакции гидрирования, уменьшает возможность отложения кокса на катализаторе. Однако, заметное влияние парциального давления на глубину обессеривания наблюдается лишь в определенном интервале. Важным фактором является кратность циркуляции. С экономической точки зрения заданное соотношение целесообразно поддерживать циркуляцией водородсодержащего газа. Для каждого вида сырья имеется свой оптимум кратности циркуляции, после которого эффективность гидроочистки снижается и увеличивается скорость реакции разложения и насыщения непредельных углеводородов по сравнению со скоростью реакции гидрирования сернистых соединений. Это в свою очередь ведет к уменьшению избирательного действия катализатора по отношению к сере, и скорость обессеривания замедляется. Эффективность гидрооблагораживания сырья вторичного происхождения в чистом виде можно повысить за счет подбора катализатора. Однако более целесообразно гидрооблагораживание дизельных фракций вторичного происхождения проводить в смеси с прямогонными дистиллятами.

При гидроочистке смесей газойлей замедленного коксования (до 30 %) и прямогонных фракций диз.топлива западно-сибирской нефти в условиях промышленной установки (360-380?С), давления 3-4 МПа, объёмная скорость подачи сырья до 4 ч-1 циркуляции водородного газа до 30 м33 на спец. АКМ катализаторе степень гидрообессеривания достигала 95 % и возрвстала до 98 % при повышении давления до 8 МПа .Аналогичные результаты получены при гидроочистке смесей прямогонных фракций газойлей термоконтактного крекинга.

Процесс гидроочистки вторичного сырья характеризуется повышенными тепловыми эффектами (209,4кДж на 1 кг сырья, при содержании в смеси 30 % газойля замедленного коксовани ) за счет гидрирования алкенов. Поэтому при разработке технологии процесса гидроочистки дистиллятов вторичного происхождения важным моментом кроме подбора спец эффективного катализатора , является обеспечение теплового режима реактора.

Таблица. Качество прямогонного срья и гидроочишенных продуктов

Показатели

Дизельная фракция (230-350? С)

сырьё

продукт

Плотность,кг/м3

850

842

Содержание,%

Серы

азота

2

-

0,15-0,2

-

Бромное число,г Вг2/100г

-

-

Иодное число,г I2/100г

2-4

1,0-1,2

Содержание фактических смол,мг/100мл

?40

?10

Температура вспышки, ? С

90

?65

Температура застывания, ? С

От -9 до -15

От -9 до -14

Коксуемость,%

0,1

0,02-0,03

Октановое число(м.м)

-

-

Цетановое число

52

53

Содержание металлов (Ni+V),млн-1

-

-

1.1 Катализаторы гидроочистки

Наиболее употребительным катализатором гидроочистки является алюмокобальтмолибденовый .Лишь в специальных случаях применяются сульфидные катализаторы , а в последнее время стали использовать алюмоникельмолибденовый.На основании изучения магнитных свойств несульфидированных катализаторов был сделан вывод , что их компонентами являются AL2O3 CoAL2O4 CoO MoO3 CoMoO4 и некий "комплес окисей кобалбта и молибдена" . СоО и СоМоО4 только умеренно активны а главным носителем активности является упомянутый раньше комплекс. Между концентрацией "активного комплекса" и активного катализатора зависимость не прямолинейная а экстремальная.Прохождение прямой через max возможно связано с изменением состава катализатора в ходе процесса.При помощи современных физико-химических методах анализа единственным соединением ,которое удалось обнаружить в чистом алюмокобальтмолибденовым катализаторе был молибдат кобальта- СоМоО4,сушествуюший в 2-х модификациях, переходящих друг в друга приблизительно при 35 и 420?С. В промышленности для процесса гидроочистки широко применяются алюмокобальт- или алюмоникельмолибденовые катализаторы. Состав катализаторов оказывает существенное влияние на избирательность реакции. Каждый вид сырья требует применения катализаторов определенного типа.

Промышленные катализаторы обладают весьма высокой избирательностью. В присутствии алюмокобальтмолибденового катализатора реакции разрыва связи С-С или насыщения ароматических колец практически не протекает. Однако, этот катализатор высокоактивен в реакциях разрыва связей С-S и обладает высокой термической стойкостью. Он достаточно активен в реакциях насыщения непредельных соединений, разрыва связей С-N, C-O и практически пригоден для гидроочистки любых нефтяных фракций.

Алюмоникельмолибденовый катализатор значительно более активен в реакциях насыщения ароматических углеводородов и гидрирования азотистых соединений и менее активен в реакциях насыщения непредельных соединений.

Все катализаторы гидроочистки довольно устойчивы к отравлению. Несколько снижает активность катализатора присутствие оксида углерода. При гидроочистке остаточных фракций активность катализатора может резко падать вследствие отложения в его порах металлов и металлоорганических соединений, содержащихся в сырье.

Большое значение для активности катализаторов гидрогенизационных процессов имеют их структурные свойства (удельная поверхность, объем и размер пор).

Во внутренних порах катализатора происходит диффузия сорбирующихся и реагирующих компонентов, причем большая часть активных центров катализаторов расположено внутри пор.

Реакции гидрирования протекают как на поверхности катализатора, так и внутри его пор.

Большое значение в создании структуры катализатора имеет способ его приготовления. Алюмоникель- и алюмокобальтмолибденовые катализаторы выпускаются по одной и той же технологии в виде гранул неправильной цилиндрической формы.

В процессе гидроочистки катализатор теряет активность. Для ее восстановления катализатор подвергают регенерации окислительным выжигом кокса с его поверхности. В зависимости от состава катализатора избирают газовоздушный или паровоздушный способ регенерации. Цеолитсодержащие катализаторы нельзя подвергать паровоздушной регенерации.

Газовоздушная регенерация обычно проводится смесью инертного газа с воздухом при температуре до 530оС. Дымовые газы промываются водой в скруббере-промывателе и нейтральзуются содовым или щелочным раствором. Максимально допустимое количество теплоносителя определяется особенностями технологической схемы и гидравлическим сопротивлением системы.

Паровоздушная регенерация проводится смесью нагретой в печи до температуры начала выжига кокса. Смесь поступает в реактор, где происходит послойный выжиг кокса, после чего газы сбрасываются в дымовую трубу.

На установках гидроочистки керосина, диз. топлива, вакуумного дистиллята применяется только циркуляционная схема подачи водородсодержащего газа.

В схеме с циркуляцией в реакторе легко поддерживается постоянное соотношение водород : сырье; для увеличения межрегенерационного периода работы катализатора можно повышать это соотношение в рекомендуемых пределах. Наличие на установке циркуляционного компрессора дает возможность проводить газовоздушную регенерацию.

Технологическое оборудование

По аппаратурному оформлению различные установки гидроочистки моторных топлив принципиально не отличаются друг от друга.Технологические схемы установок гидроочистки включают реакторы , компрессоры для циркуляционного газа , насосы , холодильники , ёмкости , печи.

Реакторы представляют собой цилиндрические аккраты, заполненные катализатором, различаюшиеся материальным оформлением и направлением ввода сырья (аксиальное или радиальное). Реакторы процесса гидроочистки в настояшее время изготовляются, как правило, с корпусом из двуслойной стали марки 12ХМ+0Х18Н10Т без внутренней футеровки. На отечественных НПЗ находяться в эксплуатации первые установки гидроочистки с реакторами, корпуса которых покрыты внутренней торкретбетонной футеровкой.

Теплообменная аппаратура. На действующих установках гидроочистки используют в основном кожухотрубчатые теплообменные аппараты с плаваюшей головкой. Наиболее эффективны кожухотрубчатые теплообменники с компенсатором на плаваюшей головке, так как из них обеспечивается стргий противоток и хорощая компенсация теплового расширения трубок относительно корпуса аппарата. Длина трубок в трубном пучке составляет 6000 и 9000 мм. Для конечного охлаждения потоков первоначальноиспользовались водяные холодильники типа «труба в трубе»,кожухотрубчатые. В настояшее время на всех строяшихся и проектируемых установках применяется воздушное охлажение основных потоков с водяным охлаждением. Эксплуатируемые установки гидроочистки с водяным охлаждением дооборудуются аппаратами воздушного охлажденияю.

Компрессоры применяются для циркуляции водородсодержашего газа в цикле реакции; циркуляции инертного газа в цикле газовоздушной регенерации; в качестве дожимных для повышения давления свежего водородсодержашего газа. В настояшее время на установках гидроочистки применяются два типа компрессоров - поршневые (в основном наи оппозитной основе) и центробежные.

2.0. КАТАЛИТИЧЕСКИЕ ПРОЦЕССЫ НЕФТЕПЕРЕРАБОТКИ. ГИДРООЧИСТКА ТОПЛИВ

Гидроочистка проводится с целью удаления из нефтяных фракций таких нежелательных компонентов как сера, азот, кислород и металлорганические соединения, а также для гидрирования олефинов и диеновых углеводородов. В некоторых случаях для улучшения качества топливных дистиллятов требуется также гидрирование ароматических углеводородов.

Бензиновые фракции прямой перегонки нефти, термического крекинга и коксования подвергают гидроочистке с целью подготовки качественного сырья каталитического риформинга до содержания серы менее 1 г/т, азота -- менее 1 г/т и отсутствия кислорода и олефинов.

Керосино-газойлевые фракции прямой перегонки и деструктивного происхождения подвергают гидроочистке с целью снижения содержания серы до норм, соответствующих требованиям качественного компонента дизельного топлива (<0,2% масс.), и улучшения химической стабильности.

Вакуумный газойль подвергают гидроочистке для получения высококачественного сырья каталитического крекинга. Процессы гидрокрекинга вакуумного газойля и остаточных фракций, близкие по технологии к гидроочистке, используют для углубления переработки нефти.

Принципиальная технологическая схема гидроочистки практически одинакова для всех видов перерабатываемого сырья. Сырье, свежий и циркулирующий водородсодержащий газы нагреваются в теплообменнике 3 и в печи 1 и подаются в реактор 2. Реакционная смесь после реактора 2 охлаждается в теплообменнике 3, холодильнике 4 и поступает в газосепаратор высокого давления 5, в котором циркулирующий ВСГ отделяется от жидкого гидрогенизата. Циркулирующий ВСГ после очистки от сероводорода моноэтаноламином в абсорбере 6 циркуляционным компрессором 7 возвращается в реакторный блок. Жидкий гидрогенизат направляется в газосепаратор низкого давления 8. Десорбированные из гидрогенизата углеводородные газы после очистки моноэтаноламином в абсорбере 9 выводятся с установки.

Рис. 1.1. Схема установки гидроочистки дизельного топлива:1--печь; 2--реактор; 3--теплообменники; 4--холодильник; 5--газосепаратор высокого давления; 6 -- абсорбер для моноэтаноламиновой очистки циркулирующего водородсодержащего газа; 7--циркуляционный компрессор; 8 -- газосепаратор низкого давления; 9-- абсорбер для моноэтаноламяновой очистки углеводородного газа; 10--колона регенерации моноэтаноламина (десорбер); 11--колонна отгонки бензина;

I--свежий водородсодержащий газ; II--сырье; III--отдув (водородсодержащий газ);

-I V --углеводородный газ; V--сероводород; VI--бензин; VII--дизельное топливо гидроочищенноеи

Гидрогенизат из газосепаратора 8 направляется в колонну 11 для отгонки бензина. Снизу колонны 11 выводится целевой продукт--гидроочищенное дизельное топливо. Моноэтаноламин, насыщенный сероводородом, из абсорберов 6 и 9 направляется в десорбер 10, с верха которого выводится сероводород, а с низа регенерированный моноэтаноламин после охлаждения подается в абсорберы 6 и 9.

Технологические параметры гидроочистки в каждом конкретном случае определяются соответственно качеством перерабатываемого сырья, требованиями к качеству получаемой продукции и типом используемого катализатора, которые указаны в задании на проектирование. В качестве примера в табл. 1 приведены технологические параметры гидроочистки некоторых нефтяных фракций на алюмокобальтмолибденовом катализаторе. В указанных условиях гидроочистки термодинамическое равновесие всех реакций гидрирования органических соединений серы и непредельных углеводородов практически нацело смещено вправо, и глубина гидрогенолиза определяется кинетическими факторами. Тепловые эффекты этих реакций приведены в табл. 2.2.

Скорость гидрогенолиза( г ) сернистых соединений в литературе описывают уравнением

r=dS/dг =kSn, (1.1)

где S -- содержание серы в продукте, % (масс.);

n --порядок реакции (при гидрогенолизе индивидуальных сернистых соединений n=1, при гидрогенолизе нефтяных фракций обычно 1<n<2);

k -- константа скорости реакции.

Таблица 1. Параметры гидроочистки нефтяных фракций на алюмокобальтмолибденовом катализаторе

Сырьё

Содержание серы в % (масс.)

Температура, ?С

Давление,МПа

Объёмная скорость,ч-1

Отношение Н2/сырье,м33

В сырье

В целевом продукте

Прямогонный бензин 85-180 ?С

0,001-0,10

0,0001

250-300

2-3

5

150

Прямогонный бензин 85-180 ?С (85 %) и бензин термического крекинга (15 %)

0,1-0,2

0,0001

250-300

2-3

4

150

Прямогонная керосино-газойлевая фракция

1,5

0,15

300-400

4-5

3

200

Прямогонная керосино-газойлевая фракция (70 %) и газойлевая фракция каталитического крекинга (30 %)

1,5

0,15

330-400

4-5

2

300

Вакуумный газойль

2,5

0,5-1,0

350-400

4-5

2

400

Таблица 2.2. Тепловой эффект реакции гидрирования органических соединений серы*

Реакция

q, кДж/моль

q, кДж/кг серы

300 К

800 К

300 К

800 К

RSH+H2>RH+H2S

RSR/+2H2>RH+R/H+H2S

RSSR'>3H2>RH+R'H+2H2S

59

105

134

67

112

162

1850 3300

4200

2100 3500 5060

S-2H2>Н-С4H10+H2S

113

122

3600

3810

S+2H2>н-C5H12+H2S

104

118

3260

3700

S+4H2>н-С4H10+H2S

261

278

8150

8700

* Тепловой эффект реакции гидрирования олефинов в условиях гидроочистки можно принять равным 126 кДж/моль, моноциклических ароматических углеводородов -- 214 кДж/моль.

Реакции меркаптанов:

R-S-H + H2>RH + H2S

Реакции сульфидов:

R-S-R? + 2H2>RH + H2S^ + R?H

СH2

H2S CH2 - CH3 + 2H2>CH3-(CH2)2 - CH3 + H2S^

S

Реакции дисульфидов:

R-S-S-R + 3H2>2RH + 2H2S^

Реакция тиофенов:

+ 4H2>CH3 - (CH2)2-CH3+ H2S^

Кроме того, на катализаторе протекают реакции гидрирвания кислородных и азотистых соединений.

Реакции фенолов:

+H2> +H2O

Реакции гидроперекиси гептана:

С7H15OOH + 3H2>C7H16 + 2H2O

Реакции пиррола:

+4H2>CH3-(CH2)2-CH3+NH3^

Часто наблюдаемый второй порядок объясняется неодинаковой реакционной способностью сернистых соединений, содержащихся в нефтяных фракциях

dГ==dV/G'. (1.2)

где dV --элемент объема реактора, м;

G' -- подача сырья в реактор, M3/ч.

Подставив это выражение dг в уравнение (1.1),

получим

r=G'dS/dV=к·Sn (1.3)

Уравнение (1.3) будет использовано далее для расчета реакционного объема при гидроочистке нефтяных фракций

3.0 РАСЧЕТ РЕАКТОРНОГО БЛОКА УСТАНОВКИ ГИДРООЧИСТКИ ДИЗЕЛЬНОГО ТОПЛИВА

В схемы перспективных нефтеперерабатывающих заводов обязательно включают процессы гидроочистки дизельных фракций, полученных при прямой перегонке нефти и в деструктивных термических и каталитических процессах. Гидроочистка либо входит в состав комбинированной установки (например, ЛК-6у), либо включается в схему завода в виде отдельной установки. Годовая мощность по сырью вводимых в действие типовых установок гидроочистки составляет 2 млн.

Принята модель адиабатического реактора идельного вытеснения.

3.1 Исходные данные

1.Производительность установки по сырью G=2 млн.т./год.

2.Характеристика сырья: фракционный состав 200-350?С; плотность Р.=850 кг/м 3; содержание серы SО=2 %(масс.),в том числе меркаптановой SМ=0,1%(масс.), сульфидной SС=1,0 %(масс.), дисульфидной SД=0,2 %(масс.) и тиофеновой SТ=0,7%(масс.);содержание непредельных углеводородов 10%(масс.) на сырье.

3.Остаточное содержание серы в очищенном дизельном топливе SК <0,2 %(масс.), т.е. степень, или глубина гидрообессеривания должна быть 90%.

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

5.Кинетические константы процесса: = 4,62·106 , E=67040 кДж/моль ,n=2.

3.2 Выход гидроочишенного топлива

Выход гидроочишенного дизельного топлива BД.Т ,% (МАСС.) на исходное сырьё равен

Bд.т =100-Bб -Bг - ?S, (1.4)

Где Bб ,Bг ,?S-выходы бензина ,газа и количество удаленной из сырья серы соответственно на сырье (масс.).

Бензин и газ образуют преимущественно при гидрогенолизе сернистых соединений. Присредней молекулярной массе 209 в 100 кг сырья содержится 100:209=0,48 кмоль,2 кг серы содержат 2:32=0,36 кмоль серы, т.е. серосодержащие молекулы составляют 13% от общего числа молекул. Если принять равномернее распределение атомов серы по длине углеводородной цепочки ,то при гидрогенолизе сероорганических соединений с разрывом у атома серы выход бензина и газа составит

Bб=?S=1.8%(масс.); (1.5) Bг=0.3?S= 0.54%(масс.). (1.6)

Тогда выход дизельного топлива будет равен Bд.т= 100-1.8-0.54-1.8=95.86%(масс.).

Полученная величина в дальнейших расчетах уточняется после определения количества водорода ,вошедшего в состав дизельного топлива при гидрогенолизе сернистых соединений и гидрировании непредельных углеводородов. Полученные значения выхода газа, бензина и дизельного топлива далее будут использованы при составлении материального баланса установки и реактора гидроочистки.

3.3 Расход водорода на гидроочистку

Водород в процессе гидроочистки расходуется на

1) гидрогенолиз сероорганических соединений,

2)гидрирование непредельных углеводородов

3)потери водорода с отходящими потоками(отдувом и жидким гидрогенизатом). Расход водорода на гидрогенолиз сероорганических соединений можно найти по формуле

G1=m?S, (1.7)

Где G1-расход 100%-го водорода ,% (масс.) на сырьё;

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

m-коофициент, зависящий от характера сернистых соединений.

Поскольку в нефтяном сырье присутствуют различные сернистые соединения ,определяют расход водорода на гидрогенолиз каждого из них ,и полученные результаты суммируются.

Значение m для свободной серы равно 0,0625,для меркаптанов -0,062,циклических и алифатических сульфидов-0,125, дисульфидов-0,0938, тиофенов -0,250 и бензотиофенов -0,187.

Наиболее стабильны при гидроочистке тиофеновые соединения, поэтому при расчете принимаем , что вся остаточная сера (0,2% масс. На сырье) в гидрогенизате -тиофеновая, а остальные сероорганические соединения разлагаются полностью.

При этом получаем G1=0,1•0,062+1,0•0,125+0,2• 0,0938+(0,7-0,2)•0,25=0,275.

Расход водорода на гидрирование непредельных углеводородов равен

G2=2?Cн /M, (1.8)

где G2-расход 100%-го водорода ,% (масс.) на сырье?

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

M-средняя молекулярная масса сырья.

Среднюю молекулярную массу сырья рассчитываем по следующей эмпирической формулеУ

М= 44,29d1515 /1,03-d 1515 =44,29·0,85/1,03-0,85=209. (1.9)

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

G2=2·10·9/209,16=0,086

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

X'H 2=Y'H 2 /KP=0,8/30=0,027 (1.10)

Где X'H 2 , Y'H 2 - мольные доли водорода в паровой и жидкой фазах (в рассматриваемом примере Y'H 2 равняется мольной или объёмной концентрации водорода в циркулирующем газе );

KP - константа фазового равновесия (для условий газосепаратора высокого давления при 40?С и 4 МПа KP =30 ).

Потери водорода от растворения в гидрогенизате G3 (масс.) на сырьё составляют

G3= X'H 2MH 2•100/ X'H 2 MH 2+(1- X'H 2)M=

0.027•2•100/0.027•2+0.973•209=0.026 % (масс.). (1.11)

Кроме этих потерь имеют место потери водорода за счет диффузии водорода через стенки аппарата и утечки через неплотности, так называемые механические потери. По практическим данным, эти потери составляют около 1 % от обшего объёма циркулирующего газа. Механические потери G4 (масс.) на сырье равны

G4=а·0,01·MH 2·100/(с·22.4), (1.12)

где а-кратность цируляции водородсодержашего газа, нм33,

с-плотность сырья, кг/м3.

Таким образом

G4 =400·0,01·2·100/(850·22,4)=0,042 % (масс.).

3.4 Потери водорода с отдувом

На установку гидроочистки обычно подается водородсодержаший газ (ВСГ) с установок каталитического риформинга ,в котором концентрация водорода колеблется от 70 до 85 % (об.).Ниже приведен состав газа ,получаемый на установке каталитического риформминга 35 -11 -1000 при производстве компонента автомобильного бензина с октановым числом по моторному методу, равным 85:

Содержание компонента

H2

CH4

C2H6

C3H8

?C4H10

C5+

% (об.)

85.0

7.0

5.0

2.0

1.0

-

% (масс.)

29.4

19.4

26.0

15.2

10.0

-

Для нормальной эксплуатации установок гидроочистки содержание водорода в циркулирующем газе должно быть не ниже 70 % (об.).Уменьшению концентрации водорода способствуют следуюшие факторы: 1) химическое потребление водорода на реакции гидрирования и гидрогенолиза; 2) растворение водорода в жидком гидрогенизате, выводимом с установки; 3) образование газов гидрокрекинга, которые, накапливаясь в циркулируюшем ВСГ, разбавляют водород.

Концентрация водорода системе повышается за счет растворения углеводородных газов в жидком гидрогенизате и увеличения концентрации H2 в водородсодержашем газе, поступаюшем с установок риформинга.Для поддержания постоянного давления в системе объем поступаюшего и образуюшегося газа должен быть равен объему газа , отходяшего из системы и поглошенного в ходе химической реакции.

Объёмный баланс по водороду и углводородным газам записывают в следуюшем виде:

V0y0 М=VP+VOTД yМ (1.13)

V0(1-y0М)+VГтт. К =VА + VOTД(1-yМ ), (1.14)

где V0, VP, VOTД, VГтт. К, VГтт. К - объемы свежего ВСГ, имиески реагируюшего и сорбируемого гидрогенизатом водорода, отдува, газов гидрокрекинга и назов, адсорбируемых жидким гидрогенизатом соответственно, м3/ч;

yМ, y0М - объёмные концентрации водорода в свежем и циркулирующем ВСГ.

Наиболее экономичный по расходу водорода режим без отдува ВСГ можно поддерживать, если газы, образующиеся при гидрокрекинге, и газы, поступающие в систему со свежим ВСГ, полностью сорбируются в газосепараторе в жидком гидрогенизате, т. е.:

V0(1-y')+VГ.К ? VA (1.15)

Реализации этого условия способствует увеличение концентрации водорода в свежем ВСГ, уменьшение реакций гидрокрекинга и повышение давления в системе. Если балансовые углеводородные газы полностью не сорбируются, то часть их выводится с отдувом. Решением системы уравнений (1.13) и (1.14) получаем объем газов отдува

VОТД=VP(1-y0)+(VГ.К -VA)y0' / y0' - y0 (1.16)Объем водорода в отдуваемом газе равен yотдy'.

Тогда общий расход водорода при гидроочистке с учетом газа отдува составит

VP+VОТД=VP(1+(1-y0') y0'/ y0' -y' (1.17)

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

Vp = 0,387.22,4/2 = 4,34 м3, Vг.к = 0,54.22,4/MГ.к = 0,54·22,4/37 = 0,33 м3,

где Mr. к -- средняя молекулярная масса газов гидрокрекинга; при одинаковом мольном содержании газов C1, C2, Сз и С4 она равна:

Мг.к=(16+30+44+58)/4=37.

Количество углеводородных газов, абсорбируемых жидким гидрогенизатом, можно определить, если допустить, что циркулирующий водородсодержащий газ принятого состава находится в равновесии с жидким гидрогенизатом. Содержание отдельных компонентов в циркулирующем газе и константы фазового равновесия в условиях газосепаратора высокого давления (40 °С и 4,0 МПа) приведены ниже:

Содержание компонента уi', мол. доли 0,20 0,05 0,02 0,01

Константа фазового равновесия Kpi 3,85 1,2 0,47 0,18

Количество абсорбированного компонента i в кг на 100 .кг гидрогенизата равно

gi=Xi' ·Mi·l00/Mr1 (1.18)

Количество абсорбированного компонента i (vi, м3 на 100 кг гидрогенизата) составляет

vi=gi·22.4/Mi=xi100·22.4/MГ (1.19)

Подставляя в выражение (1.19) соответствуюшие значения xi'=yi'/KPi ,получим объем каждого компонента ,растворенного в гидрогенизате

VCH4=0.2 100 22.4/3.85 209=0.556 м3 VC2H6=0.05 100 22.4 /1.2 209=0.446 м3

VC3H8=0.02 100 22.4/0.47 209=0.455 м3 VC4H10=0.01 100 22.4/0.18 209=0.595 м3

Суммарный объем абсорбированных газов будет равен v,= 2,052 м3.

Балансовый объем углеводородных газов, поступающих в газосепаратор (газы гидрокрекинга и вносимые со свежим ВСГ), по формуле (1.15) составляет

4,34(1--0,85)+0,33 =0,98 <va.

Поскольку выполняется требование уравнения (1.15), возможна работа без отдува части циркулирующего ВСГ. Таким образом, общий расход водорода в процессе гидроочистки будет складываться из водорода, поглощаемого при химической реакции, абсорбируемого в сепараторе высокого давления и механически теряемого:

GH2=G1+G2+G3+G4 =0,275+0,086+0,026+0,042 =0,429% (масс.). (1.20)

Расход свежего ВСГ на гидроочистку равен

G0H2= Gн2/0,29 = 0,429/0,29 = 1,48% (масс.),(1.21)

где 0.29 -- содержание водорода в свежем водородсодержащем газе, % (масс.).

Полученные значения расхода водорода и свежего ВСГ далее будут использованы при составлении материального баланса установки и реактора гидроочистки.

4.0 МАТЕРИАЛЬНЫЙ БАЛАНС УСТАНОВКИ

На основе полученных данных можно составить материальный баланс установки (табл. 2.3). Вначале рассчитываем выход сероводорода

BH2S = ?S MH2S/MS = 1,8-34/32 = 1,91 % (масс.). (1.22)

Таким образом, балансовым сероводородом поглощается 0,11% (масс.) водорода (1,91--1,80=0,11%).

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

G1+G2--0,11 =0,275+0,086--0,11= 0,251% (масс.). (1.23)

Уточненный выход гидроочищенного дизельного топлива

95,86+0,251=96,111% (масс.). (1.24)

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

1,48 (1 --0,29)+0,54+0,026= 1,62% (масс.). (1.25)

На основе полученного материального баланса проводим расчет реакторного блока установки гидроочистки.

5.0 Расчет объема катализатора

Основным уравнением для расчета объема катализатора является уравнение (1.3). При интегрировании уравнения (1.3) получаем

SK SK

V = G' ? dS/r = G' ? dS/(kSn) (1.26)

S0 S0

где So и SK--начальное и конечное содержание серы, % (масс.).

Уравнение (1.26) аналитически не решается, поскольку с увеличением глубины обессеривания температура процесса повышается и значение k изменяется.

Используем для решения графо-аналитический метод, который включает следующие этапы: 1) составление материального баланса реактора; 2) определение температуры реакционной смеси при различных глубинах обессеривания из уравнения теплового баланса; 3) для соответственных значений глубины обессеривания и температуры определение k, а затем r; 4) построение кривой зависимости обратной скорости 1/r от остаточного содержания серы ?S в координатах 1/r -?S; площадь под кривой в интервале от So до S численно равна интегралу

sk

? dS/r

s0

5)Определение требуемого объема реактора V по уранению (1.26).

5.1 Материальный баланс реактора

В реактор поступает сырье,. свежий водородсодержащий газ и циркулирующий водородсо-держащий газ (ЦВСГ). Состав ЦВСГ приведен ниже:

Н2 CH4 С2Н6 СзН8 C4H10

Мольная доля у' 0,720 0,200 0,050 0,020 0,010

Массовая доля у 0,192 0,427 0,201 0,103 0,077

Средняя молекулярная масса ЦВСГ Mц равна

Mц = ? Miyi' = 2.0,720 +16-0,200 +30-0,05+44·0,020+58·0,010 =7,6 кг/кмоль. (1.27)

Расход ЦВСГ на 100 кг сырья Gц можно найти по формуле (1.28)

GЦ=(100·а·MЦC)22.4=100·400·7.6/850·22.4=15.96 кг

На основе данных материального баланса гидроочистки (табл. 2.3) составляем материальный баланс реактора (табл. 1.4).

Таблица 1.3. Материальный баланс гидроочистки

Наименование

% (масс.)

т/год

т/сут*

КГ/Ч

Взято

Сырье Водородсодержащий газ в том числе 100% Н2

100,00 1,48

0,43

2 000 000 29600 8600

5882,35 87,06 25,29

245 098 3627

1053

?

101,48

2 029 600

5969,41

248 725

Получено

Дизельное топливо очищенное Сероводород

Сухой газ**

Бензин

96,11

1,91

1,66

1,80

1 922

200

38200

33200 36000

5653,53

112,35 97,65 105,88

235 564

4681

4068 4412

?

101,48

2 029 600

5969,41

248 726

* Из 365 дней установка 340 дней перерабатывает сырье, 22 дня -- ремонт установки, 3 дня--регенерация катализатора.

** Механические потери водорода в балансе присоединены к сухому газу.

Таблица 2.4. Материальный баланс реактора гидроочистки

Наименование

% (масс.)

КГ/Ч

Взято

Сырье

Свежий водородсодержащий газ Циркулирующий водородсодержащий газ

100,00

1,48

15,96

245098

3627

39118

?

117,44

287843

Получено

Дизельное топливо очищенное Сероводород

Сухой газ

Бензин

Циркулирующий водородсодержащий газ

96,11

1,91

1,66

1,80

15,96

235564

4681

4069

4412

39118

?

117,44

287843

5.2 Тепловой баланс реактора

Уравнение теплового баланса реактора гидроочистки можно записать так:

QC+ QЦ+ QS+QГ.Н =?QCM (1.29)

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

Qs, QГ.Н --тепло, выделяемое при протекании реакций гидрогенолиза сернистых и гидрирования непредельных соединений;

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

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

Gсt0 +?Sqs+ ?CHqH == Gct, (1.30)

t=t0+(?Sqs+?CHqH)/(GC), (1.31)

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

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

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

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

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

Ниже последовательно определены численные значения всех членов, входящих в уравнение (2.31).

1. Значение to определяют для каждой пары катализатор--сырье в интервале 250--380 °C. При оптимизации to учитывают следующие два фактора, действующие в противоположных направлениях: с повышением to уменьшается загрузка катализатора, которая требуется для достижения заданной глубины обессеривания ?S, но, с другой стороны, увеличивается скорость дезактивации

Рис. 1.2. Зависимость затрат от температуры на входе в реактор:

1-- затраты на катализатор; 2--затраты на регенерацию катализатора; 3--суммарные затраты катализатора и, следовательно, увеличиваются затраты, связанные с более частыми регенерациями и большими днями простоя установки за календарный год.

Минимум суммарных затрат, как показано на рис. 1.2, определит оптимальное значение to (для построения графика необходимо иметь зависимость продолжительности цикла от величины to}. Для заданной пары катализатор -- сырье to =350 °С.

2. Суммарное количество реакционной смеси на входе в реактор составляет 117,44 кг (см. табл. 2.4).

3. Количество серы, удаленное из сырья, ?S=1,8% (масс.). Глубину гидрирования непредельных углеводородов можно принять равной глубине обессеривания ?CH=Сн.О,9= 10-0,9=9% (масс.).

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

Температура," С

QS = ?qsigsi , (1.32)

где qs-- тепловые эффекты гидрогенолиза отдельных сероорганических соединений, кДж/кг (см. табл. 1.2);

gsi -- количество разложенных сероорганических соединений, кг (при расчете на 100 кг сырья оно численно равно содержанию отдельных сероорганических соединений в % масс.).

Таким образом Qs=0,l *2100+1,0.3810+0,2.5060+0,5-8700= =8471 кДж.

5. Количество тепла, выделяемое при гидрировании непредельных углеводородов, равно 126000 кДж/моль. Тогда

QH =?CHqH/M= 9.126 000/209,16= 5421 кДж. (1.33)

6. Среднюю теплоемкость циркулирующего водородсодер-жащего газа находят на основании данных по теплоемкости отдельных компонентов (табл. 2.5).

Теплоемкость циркулирующего водородсодержащего газа можно найти по формуле

Ci=?cpiyi, (1.34)

Где срi--теплоемкость отдельных компонентов с учетом поправок на температуру и давление, кДж/(кг-К);

yi -- массовая доля каждого компонента в циркулирующем газе (см. разд. 2.1.2).

Таблица'2.5. Теплоемкость индивидуальных компонентов

Теплоемкость

Н2

CH4

C2H6

СзН8

C4H10

Ср. кДж/(кг·К)

Ср, ккал/(кг·°С)

14,57 3,48

3,35 0,800

3,29 0,786

3,23 0,772

3,18 0,760

Тогда сц=14,57·0,192+3,З5*0,427+3,29*0,201+3,23*0,103+3,18*0077= =5,45 кДж/(кг *К).

7.Энтальпию паров сырья при 350 ?С определяют по графику ПРИЛОЖЕНИЯ

4:I350=1050 кДж/кг.

Поправку на давление находят по значениям приведенных температуры и давления.

Абсолютная критическая температура сырья определяется с использованием графика:

Ткр= 460+273 =733 К. (1.35)

Приведенная температура равна Тпр=350+273/733=0,845 (1.36)

Критическое давление сырья вычисляют по формуле

Ркр = 0,1Ткр/Мс = 0,1 * 11,66.733/209 = 4,09 МПа, (1.37)

Где К=1,216·3ср/d1515=1,216·3v275+273/0,850=11,66 (1.38)

Тогда Рпр=Р/Ркр=4/4,09=0,98 (1,39)

Для найденных значений Тпр и Рпр ?IМ/(4,2Т)=4,19

?I=4·19·4,2·623/209=52,6 кДж/кг

Энтальпия сырья с поправкой на давление равна I350=1050-52.6=997,4 кДж/кг.

Теплоемкость сырья с поправкой на давление равна Сс=997.4:350=2,85 кДж/(кг·К).

8. Средняя теплоемкость реакционной смеси составляет

С=Сс.100+Сц.17,44/117,44= =2,85.100+5,45.17,44/117,44=3,23 кДж/(кг.К). -.(2.41)

Подставив найденные величины в уравнение (1.31), находят температуру на выходе из реактора t:

t = 350+ (8471 + 5421)/(117,44.3,23) = 386,6°С.

Таблица 1.6. Данные для кинетического расчета процесса обессеривания

Показатели

Содержание серы ,% (масс.)

2.0

1.5

1.0

0.5

0,2

Т, К

623

633

643

653

659,6

108e--E/RT

265

327

396

478

539

k=k0e--E/RT

12,25

15,11

18,20

22,40

24,77

S2

4,00

2,25

1,00

0,25

0,04

r=kS2

49,00

33,9.9

18,20

5,60

0,99'

1/r

0,02

0,03

0,05

0,18

1,01

Теплоемкость реакционной среды не изменяется, поэтому зависимость t от S линейная, и для построения графика достаточно двух точек: при начальном содержании S=2% (масс.) температура 350 °С и при конечном содержании S=0,2% (масс.) температура 386,6 °С.

Данные, необходимые для расчета скорости r и обратной скорости 1/r при разных глубинах обессеривания, сводят в таблицу (табл. 1.6).

По полученным данным строят график в координатах 1/r--S (рис. 1.4).

S,% (масс.) t,м3·ч/м3

Рис. 1.4. Зависимость обратной скорости реакции 1/г от остаточного содержания серы S в гидроочищаемой дизельной фракции

Рис. 2.5. Зависимость остаточного содержания серы S в гидроочищенной дизельной фракции от фиктивного времени т и температуры процесса:

tgц=r=dS/dt;=0,9/0,16=5,62

Графическим интегрированием находят площадь под полученной кривой в пределах содержания серы от 2 до 0,2% (масс.). Эта площадь численно равна интегралу

s=2.0

?dS/r ==0,2235 м3·ч/м3

.s=0.2

Требуемый объем катализатора в реакторе Vк вычисляют по формуле

S=2.0

VK=G' ?dS/r= 288,23.0,2235 =64,42 м3.

S=0.2

Значение G' находят из соотношения

G' = G/p = 245 098/850 = 288,23 M'/ч. (1.42)

Обычно для характеристики процесса применяют показатель -- объемную скорость подачи сырья, т. е. отношение объема жидкого сырья, подаваемого на объем катализатора в час. (w, ч-1}

w= G'/Vк= 288,23/64,42 =4,47 ч-1. (1.43)

Исходные кинетические данные могут быть заданы также в графическом виде, например в координатах остаточное содержание серы S -- фиктивное время процесса t. На рис. 1.5 приведены экспериментальные данные по гидроочистке смеси прямогонной дизельной фракции и легкого газойля каталитического крекинга. Значение г для соответствующих S и t находят по экспериментальным кривым методом графического дифференцирования. Так, при остаточном содержании серы 0,5% (масс.) температура реакционной смеси равна 380 °С. Тангенс угла наклона касательной к кинетической кривой для 380 °С при S=0,5% (масс.) численно равен скорости реакции r. Значение тангенса определяют по отношению отрезков, отсекаемых касательной соответственно на осях абсцисс и ординат. Найденная графическим дифференцированием скорость-- 5,62 м3/(м3·ч) практически совпадает со значением r, вычисленным по кинетическим константам.

Аналогично определяют г для остальных соответственных значений S и t. Далее вычисляют значение 1/r и проводят графическое интегрирование аналогично рассмотренному ранее.

По найденному значению Vк вычисляют геометрические размеры реактора гидроочистки.

/ Принимают цилиндрическую форму реактора и соотношение высоты к диаметру равным 2: 1 или H=2D. Тогда

Vp == рD2H =рD22D=2рD3. (1.44)

Диаметр реактора равен D={Vk/(2р)}1/3={64.42/(2р) )}1/3=2.2 м. (1.45)

Высота слоя катализатора составляетH=2D= 4,4 м. (1.46)

Приемлемость принятой формы реактора дополнительно проверяется гидравлическим расчетом реактора. Потери напора в слое катализатора не должны превышать 0,2--0,3 МПа.

6.0 Расчет потери напора в слое катализатора

Потерю напора в слое. катализатора вычисляют по формуле

?P/H=150(1-е)2·0.1ми/ е3d2+1.75(1- е)си2/ е3dg (1.47)

где е -- порозность слоя;

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

м-- динамическая вязкость. Па * с;

d -- средний диаметр частиц, м;

с-- плотность газа, кг/м3;

g -- ускорение силы тяжести, кг/с2.

Порозность слоя вычисляют по формуле

е =1--yH/YK,

где уH -- насыпная плотность катализатора, равная 640 кг/м3;

yK --кажущаяся плотность катализатора, равная 1210 кг/м3.

Таким образом е = 1--640/12810=0,48.

Линейная скорость потока равна

и =4V/ р D2, (1.49)

где V -- объем реакционной смеси, включающий объем сырья Vc, и объем циркулирующего водородсодержащего газа Vц, т. е.

V=VC+VЦ. (1.50)

Объем сырья рассчитывают по формуле

VC=GC·22.4·ZC(tcp+273)/mcP (1.51)

где Gc -- расход сырья в реактор, кг/ч;

Zc--коэффициент сжимаемости (при Tпр= 0,845 и Рпр=0,98 коэффициент сжимаемости равен 0,25);

tcp -- средняя температура в реакторе, °С.

Величина tcp может быть найдена как средняя арифметическая между температурой ввода сырья t0=350°С и температурой на выходе из реактора, равной 386,65 °С:

Tcp =0,5 (350 +386,65) =Зб8,32°С. 245 098.22,4.0,1-0,25. (368,32+273)

Тогда Vc=245 098·22,·.0,1-0,25· (368,32+273)/209·4·273=385 м3

Объем циркулирующего газа составит

VЦ=GЦ·22.4· Zc(tcp+273)/MЦ·P·273

VЦ=39 118·22,4·0,1·1 ·(368,32+273)/ 7,6·4·273

V = Vс + Vц = 385 + 6771 = 7156 м3/ч, ==6771м3/ч,

и =4.7156/ р·2,22·3600=0,52 м/с

Динамическую вязкость смеси определяют по ее средней молекулярной массе, равной

MCP=Gс + Gц/ GC/Mc + Gц/Мц= 245098+39118 /245 098/209+39 118/7,6 =44.97 (1.54)

По уравнению Фроста находят динамическую вязкость смеси: м=1,87-106 кг·с/м2.

Средний диаметр частиц катализатора d=4·l03 м. Плотность реакционной смеси в условиях процесса равна

?=Gс+Gц/Vc+Vц= 245 098+31118/ 385+6771 =39,7кг/м3 (1.55)

Таким образом,

?Р/H=150·(1--0,48)2-1,87·10-6·0,52/0.483·4·10-3·9.82=2252.2 кг/(м3·м)

?Р=H*2252,2=4,4·2252,2 =9909,68 кг/м2.

Таким образом, потеря напора катализатора не превышает предельно допустимых значений 0,2--0,3 МПа. Поэтому к проектированию принимают реактор цилиндрической формы с высотой и диаметром реакционной зоны 4,4 и 2,2 м соответственно.

Газ на регенерацию подается в реактор циркуляционными компрессорами процесса гидроочистки. Требуемая мощность циркуляционных компрессоров составляет Ыц= 245 098 -400/850= =115294 м3/ч. (2.62)

Если кинетические факторы не лимитируют процесс регенерации, минимальная продолжительность регенерации составит г ==860 692/115 294 =7,47 ч. (2.63)

Эту методику можно использовать также для расчета реакторов большинства крупнотоннажных процессов нефтепереработки--каталитического риформинга, изомеризации, гидрокрекинга, полимеризации -- при наличии соответствующих термодинамических и кинетических характеристик.

7.0.ОСНОВНЫЕ ФАКТОРЫ ОПАСНОСТИ НА УСТАНОВКЕ

-нестабильный гидрогенизат, пары нефтепродуктов;

-гидроочистка происходит в ректоре в присутствии катализатора при давлении 4 МПа,и температуре 350 ?С;

-наличие перегретой газо-сырьевой смеси;

-наличие нагревательной печи;

-наличие компрессорного оборудования;

-наличие аппаратов работаюших при высоких давлениях и температурах и содержаших большое количество продуктов в газообразном и парообразном состоянии , что может создавать в аварийных ситуациях опасность загазованности территории установки;

8.0.СПИСОК ЛИТЕРАТУРЫ

1. А.Г. Касаткин “Основные процессы и аппараты химической технологии” Москва “Химия” 1971 г.

2. М.Э. Аэров, О.М. Тодес “Гидравлические и тепловые основы работы аппаратов со стационарным и кипяшим зернистым слоем катализатора”.Издательство “Химия” Ленинградское отделение 1968 г.

Размещено на Allbest.ru


Подобные документы

  • Назначение процесса гидроочистки. Целевые и побочные продукты процесса. Факторы процесса, их влияние на качество. Механизм и химизм реакций, катализаторы гидроочистки. Технологический расчет реакторного блока установки гидроочистки дизельного топлива.

    курсовая работа [393,6 K], добавлен 18.10.2015

  • Современные технологии гидроочистки (гидрокрекинг и др.) дизельного топлива и использование противоизносных, цетаноповышающих, депрессорно-диспергирующих, антидымных, антиокислительных, моющих и других присадок. Химизм и механизм гидроочистки ДТ.

    курсовая работа [362,5 K], добавлен 30.03.2008

  • Характеристики сырья, химизм процесса гидроочистки. Характеристики получаемых продуктов, их выход при нефтепереработке. Технологическая схема установки, аппаратов и оборудования. Материальный баланс установки. Расчет основных аппаратов установки.

    курсовая работа [843,0 K], добавлен 12.04.2015

  • Основные химические превращения в процессах гидроочистки. Теоретические и инженерные основы гидроочистки гача. Характеристика исходного сырья, материалов, реагентов, катализаторов и гидрогенизата. Технологическая схема процесса гидроочистки гача.

    дипломная работа [2,5 M], добавлен 11.05.2012

  • Современные методы исследования наноструктурированных катализаторов. Электронная микроскопия, рентгеновская спектроскопия и дифракция. Строение активных центров Со(Ni)MoS2 катализатора. Анализ генезиса катализаторов гидроочистки, их сульфидирование.

    контрольная работа [4,7 M], добавлен 01.03.2015

  • Сырье процесса, его состав, структура. Вспомогательные вещества и катализаторы, их экологическая оценка. Целевые продукты, побочные продукты, отходы (свойства, состав, структура), их экологическая опасность. Технологическая схема установки гидроочистки.

    курсовая работа [1,2 M], добавлен 31.05.2014

  • Схемы процессов изомеризации на катализаторах. Технологический расчет реакторного блока установки высокотемпературной изомеризации пентан-гексановой фракции. Расчет материального и теплового баланса, энтальпии водородсодержащего газа, параметров реактора.

    курсовая работа [393,4 K], добавлен 23.01.2015

  • Процесс изомеризации парафиновых углеводородов и повышение октанового числа пентан-гексановых фракций бензинов. Реактор каталитической изомеризации: вычисления реакций, материального и теплового баланса процесса изомеризации. Расчёт реакторного блока.

    курсовая работа [41,6 K], добавлен 03.04.2013

  • Материальный граф и баланс блока разделения установки. Физико-химические основы процесса олигомеризации. Характеристика сырья, получаемых продуктов, основного оборудования. Расчет ректификационной аппарата. Построение компьютерной модели блока разделения.

    курсовая работа [1,9 M], добавлен 30.05.2015

  • Технологии термического разложения углеводородного сырья. Основные параметры, влияющие на процесс. Схема установки пиролиза бензиновых фракций. Характеристика сырья и производимой продукции. Теплотехнический расчет печи. Материальный баланс установки.

    курсовая работа [155,0 K], добавлен 02.04.2015

Работы в архивах красиво оформлены согласно требованиям ВУЗов и содержат рисунки, диаграммы, формулы и т.д.
PPT, PPTX и PDF-файлы представлены только в архивах.
Рекомендуем скачать работу.