Проект установки гидрокрекинга вакуумного газойля

    Составим  уравнение теплового баланса: 

    Qгпс-1 + G(вс2)·Н^73ºС(вс2) = Qгпс-2 + G(вс2)·Н^397ºС(вс2) 

    Зная  состав потока и его температуру  найдем Qгпс-2:

    Qгпс-2 = Gгпс-2i·Нгпс-2i = 0,0403·818,11 + 0,0728·1107,21 + 1,5583·470,32 + 3,935·5829,95 + 1,6514·1401,9 + 0,6139·1276 + 0,7483·1255,8 + 0,6383·1250,33 + 0,3178·1241,68 + 0,2947·1238,9 + 0,1183·1230,95 + 0,1414·1235,7 + 0,0544·1224,5 + 0,0594·1126 + 0,0161·1164,7 + 0,0142·865,9 + 26,541·1007,11 + 1,1197·1237,89 + 0,3508·1230,4 = 67174 кВт 

    Определим энтальпию потока Н^397ºС(вс2) по формуле (2.5):

    Н^397ºС(вс2) = 818,11·0,004 + 1107,21·0,00011 + 470,32·0,1104 + 5829,95·0,4395 + 1401,9·0,17 + 1276·0,0619 + 1255,8·0,0719 + 1250,33·0,0565 + 1241,68·0,0268 + 1238,9·0,0205 + 1230,95·0,0075 + 1235,7·0,0064 + 1224,5·0,0021 + 1126·0,0022 + 1164,7·0,0005 + 865,9·0,0005 + 1237,89·0,016 + 1230,4·0,0009 = 3198 кДж/кг 

    Подставив значения в уравнение, получим:

    64720 + G(вс2)·548= 67174 + G(вс2)·3198 

    Откуда:

    G(вс2) = 0,693 кг/с = 2496 кг/ч  

    Составим  уравнение теплового баланса  для р-2:

    Qгпс-2 + Qкв2 + Qр-2 = Qп-2 + Qгпс-3 

    Так как G(вс2) + G(кв2) = 2,07 кг/с (см. подраздел 2.3.1), то

    G(кв2) = 2,07 – 0,693 = 1,377 кг/с = 4957 кг/ч, откуда

    Qкв2 = G(кв2)·Н(кв2) = 1,377·548 = 755 кВт 

    Рассчитаем количество теплоты, выделяющейся при протекании реакции (2.6):

    Qр-2 = G₄(ТВГ)·Hр-2·Х = 26,54·550·0,7 = 10218 кВт 

    Тогда:

    Qп-2 + Qгпс-3 = 67174 + 755 + 10218 = 78147 кВт 

    Найдем потери тепла в окружающую среду (3%):

    Qп-2 = 0,03·78147 = 2344 кВт 

    Откуда:                                                                                 

    Qгпс-3 = 78147 – 2344 = 75803 кВт 

    Зная  количество теплоты и расходы компонентов потока G₅, найдем температуру ГПС на выходе из р-2: 

    Q = ΣH(t)_i·G_i                                                                 (2.8) 

    Тогда /33, c. 423; 25, с. 85/:

    Q_гпс-3 = ΣH(t)_5i·G_5i = ΣС_{г. i}(T)·(T-273)·G_i /M_i + ΣH_н.п.i·G_н.п.i  

    Подставив все известные значения в уравнение, и решив его, получим:

    Т = 682К = 409ºС 

    2.4. Выбор и расчет основного технологического оборудования 

    2.4.1. Расчет реактора гидроочистки. Исходные данные для расчета размеров реактора гидроочистки:

Объемная  скорость подачи сырья W – 1,38 ч^-1 /28, с. 5/.

Скорость  подачи сырья на свободное сечение реактора ω – 0,005 м/с (18 м/ч) /14, с. 250/.

Массовый расход сырья G₁ – 112500 кг/ч.

    Рассчитаем  объёмный расход W, м³/ч потока G₂: 

    V = G₁ / ρ                                                                 (2.9) 

    V = 112500 / 928,7 = 121,13 м³/ч; 

    Зная  объемную скорость подачи сырья, найдем рабочий объем реактора по формуле /26, с. 524/:

    V_{кат. раб.} = V/W                                                          (2.10)

    где  V – объёмный расход сырья, м³/ч;

    W – объемная скорость подачи сырья, ч^-1. 

          V_раб = 121,13 / 1,38 = 87,34 м³. 

    Площадь поперечного сечения реактора найдём из соотношения /30, с. 253/: 

    S = G₁/3600·ω,           (2.11)

    где ω – скорость подачи сырья на свободное сечение реактора, м/с. 

    Тогда получим:

    S = 121,13 / 3600·0,005 = 7,1 м²; 

    Зная  площадь сечения реактора, найдем его диаметр /26, с. 525/: 

    S = π·D²/4 => D =                                                                  (2.12)

    D = = 3 м.  

    Определим рабочую высоту аппарата (высоту слоя катализатора) по формуле   /26, с. 525/:

    Н_р=                (2.13)

    Н_р = м 

    Определим загрузку катализатора по формуле: 

    m_кат. = ρ _{нас.кат.}·V_раб,                                                  (2.14)

    где ρ _{нас.кат} – насыпная плотность катализатора, кг/м³.

     

    m_кат. = 880·87,34 = 76860 кг 

    Для осуществления охлаждения реакционной  смеси за счет подаваемого между слоями катализатора квенча, в реакторе катализатор располагается в три слоя /14, с. 250-251/, причем высоту 1-го слоя примем 2400 мм, 2-го – 3350 мм, а 3-го – 6700 мм. Расстояние между слоями катализатора принимаем 1700 мм, расстояние от верха слоя катализатора до крышки реактора 2000 мм,  расстояние от низа слоя катализатора до днища реактора 2000 мм, высота опоры 4100 мм. Найдем высоту реактора: 

    Н_р = Н_в + Н_н + Н_{сл. кат.} + Н_{м. сл.} + Н_о,          (2.15)

    где  Н_р – высота реактора, м;

    Н_{сл. кат.} – высота слоев катализатора, м

    Н_в – расстояние от верха слоя катализатора до крышки реактора,  м;

    Н_н - расстояние от низа слоя катализатора до днища реактора, м.

    Н_{м. сл} – расстояние между слоями катализатора, м;

    Н_о – высота опоры, м;

    Н_р = 2 + 2 + 12,41 + 2·1,7 + 4,1 = 23,91 м.

    В результате расчетов получены следующие  значения основных конструктивных элементов: внутренний диаметр – 3 м; высота реактора 23,91 м; объём катализатора 87,34 м³. 

    2.4.2. Расчет реактора гидрокрекинга.

    Исходные  данные для расчета размеров реактора гидрокрекинга:

Производительность  реактора составляет G₄(ТВГ) = 95548 кг/ч.

Объемная  скорость подачи сырья W – 0,85 ч^-1 /27, с. 31/.

    Найдём  объемный расход газопродуктовой смеси: 

    V=         (2.16)

    V= = 102,88 м³/ч 

    Зная  объемную скорость подачи сырья, найдем рабочий объем реактора по формуле (2.10):  

    V_раб = 102,88/0,85 = 121,2 м³ 

    Из  экспериментальных данных принимаем  нагрузку по сырью в реакторе, равную g₀ = 3,7 кг/(м²·с) = 13600 кг/(м²·ч) /3, с. 267/. 

    Найдем  площадь сечения аппарата по формуле /26, с. 524/: 

    S = G₄(ТВГ)/g₀                                                               (2.17)

    S = 95548/13600 = 8,62 м² 

    Зная  площадь сечения реактора, найдем его диаметр (2.12): 

    D = = 3,1 м. 

    Из  стандартного ряда диаметров колонных аппаратов выбирается диаметр реактора /3, с. 265/:

    D = 3000 мм (3,0 м) 

    Пересчитаем площадь сечения реактора:

    S = π·D²/4 = 3,14·3²/4 = 7,06 м². 

    Определим фактическую нагрузку по сырью и  убедимся, что она попадает в рекомендуемый  интервал:

    g₀ = G₄(ТВГ)/S                                                          (2.18) 

    g₀ = 95548/7,06 = 14700 кг/(м²·ч) = 4,1 кг/(м²·с) – полученное значение попадает в рекомендуемый интервал.  

    Определим рабочую высоту аппарата (высоту слоя катализатора) по формуле  (2.13):

    Н_р = м 

    Определим загрузку катализатора по формуле (2.14):

    m_кат. = 961·121,2 = 116400 кг 

    Для осуществления охлаждения реакционной  смеси за счет подаваемого между слоями катализатора квенча, в реакторе катализатор располагается в два слоя /3, с. 256/, причем высоту 1-го слоя примем 8575 мм, а 2-го – 8610 мм. Расстояние между слоями катализатора принимаем 1750 мм, расстояние от верха слоя катализатора до крышки реактора 2000 мм,  расстояние от низа слоя катализатора до днища реактора 2000 мм, высота опоры 4015 мм. Найдем высоту реактора: 

    Н_р = Н_в + Н_н + Н_{сл. кат.} + Н_{м. сл.} + Н_о          (2.19)  

    где  Н_р – высота реактора, м;

    Н_{сл. кат.} – высота слоев катализатора, м

    Н_в – расстояние от верха слоя катализатора до крышки реактора, м;

    Н_н - расстояние от низа слоя катализатора до днища реактора, м.

    Н_{м. сл} – расстояние между слоями катализатора, м;

    Н_о – высота опоры, м;

    Н_р = 2 + 2 + 17,185 + 1,75 + 4,015 = 26,95 м.

    В результате расчетов получены следующие  значения основных конструктивных элементов: внутренний диаметр – 3 м; высота реактора 26,95 м; объём катализатора 121,2 м³. 

    2.4.3. Расчет печи. Трубчатые печи являются ведущей группой огненных нагревателей на большинстве технологических установок нефтеперерабатывающих и нефтехимических заводов.

    Необходимые исходные данные: производительность печи по сырью (тяжелый вакуумный газойль) G = 112500 кг/ч; начальная и конечная температура сырья соответственно T₁ = 604 К и Т₂ = 635 К; плотность ТВГ при 293 К ρ = 928,7 кг/м³; топливо – газ состава (в % мас.) СН₄ – 90,84; С₂Н₆ – 3,55; С₃Н₈ – 2,54; н-С₄Н₁₀ – 0,35; СО₂ – 0,84; N₂ – 1,88. 

    2.4.3.1. Расчет процесса горения. Составляем стехиометрические уравнения процесса горения компонентов топлива:

1. СН₄ + 2О₂ = СО₂ + 2Н₂О
2. С₂Н₆ + 3,5О₂ = 2СО₂ + 3Н₂О
3. С₃Н₈ + 5О₂ = 3СО₂ + 4Н₂О
4. С₄Н₁₀ + 6,5О₂ = 4СО₂ + 5Н₂О

    Определяем  теоретическое количество воздуха L₀ (в кг), необходимое для сжигания 1 кг газа (по стехиометрическим уравнениям). В итоге получим: 

    Для кислорода:

    n1(O₂) = 0,9084·2/16·10^-3 = 113,55 моль

    n2(O₂) = 0,0355·3,5/30·10^-3 = 4,14 моль

    n3(O₂) = 0,0254·5/44·10^-3 = 2,89 моль

    n4(O₂) = 0,035·6,5/58·10^-3 = 0,39 моль

    n_общ(О₂) = 113,55 + 4,14 + 2,89 + 0,39 = 120,97 моль

    m(О₂) = 120,97·32·10^-3 = 3,87 кг 

    Зная  качественный состав воздуха, определяем теоретическое количество воздуха:

    m(воздуха) = 3,87/0,2334 = 16,58 кг 

    Рассчитаем  действительное количество воздуха: 

    L_д = L₀∙α                                                           (2.20) 

    где α – коэффициент избытка воздуха (α=1,03 – 1,07 для печей с излучающими стенками). 

                                   L_д = 16,58∙1,05=17,41 кг возд./кг газа 

    Определяем  количество продуктов сгорания (в  кг), образующихся при сгорании 1 кг топлива. Определяем массу компонентов дымовых газов m_i (кг/кг топлива), учитывая азот, поступающий с топливом СО₂, а также непревращенный кислород (по стехиометрическим уравнениям):