Производство дизельного топлива

2.2.1.1 Принципиальная  технологическая схема.

Принципиальная  технологическая схема установки  Г–24/1 представлена на рисунке 2.

Исходное сырье  – прямогонное дизельное топливо  из резервуаров сырьевого парка  забирается насосом Н–1 (Н–4) и подается в тройник смешения потока, где смешивается с циркулирующим водородсодержащим газом (ВСГ), поступающего с выкида циркуляционных компрессоров В – 1(В–2). Расход сырья в тройник смешения регулируется клапаном, установленном на линии подачи сырья от насоса Н–1 (Н–4) в тройник смешения. При понижении расхода сырья до 2,5 м3/ч закрывается клапан-отсекатель 173-1, установленный на сырьевой линии до тройников смешения. Для предотвращения попадания сырья обратным ходом в линию водородсодержащего газа при аварийных остановках компрессоров, циркулирующий ВСГ входит в тройник смешения через обратный клапан (Рис. 1).

Газосырьевая смесь из тройника смешения поступает в межтрубное пространство теплообменника Т-1/1, где  нагревается до температуры 120÷140 °С за счет тепла гидроочищенного топлива, откачиваемого с установки. Из теплообменника Т-1/1 газосырьевая смесь поступает в межтрубное пространство теплообменника Т-2/1, где нагревается до температуры 200-230°С за счет тепла продуктов реакции из реактора Р-1, которые проходят через трубное пространство Т-2/1. Температура нагрева регистрируется.

Окончательный нагрев газосырьевой смеси  до температуры реакции 280-4000С осуществляется в трубчатой печи П-1 с горелками  беспламенного горения.

Газосырьевая  смесь проходит вначале через конвекционную часть печи (18 труб), затем нагревается в радиантной части (20 труб).

Температура газосырьевой смеси на выходе из печи П-1 регулируется, клапаном установленным на линии  подачи топливного газа к форсункам  печи. ПАЗ печи предусматривает отсечение подачи топливного газа клапаном – отсекателем.

Нагретая газосырьевая смесь из печи П-1 поступает в верхнюю  часть реактора Р-1, заполненного катализатором. В реакторе под давлением 2,5-4,5 МПа  и температуре 280¸400⁰С на поверхности катализатора происходит гидрирование серо-, азото-, кислородосодержащих органических соединений и непредельных углеводородов. Так как эти реакции протекают с выделением тепла, то температура в реакторах может повышаться. Температура и давление по высоте слоя катализатора, на входе и выходе из реактора регистрируется. По изменению перепада давления в реакторе определяют степень закоксованности катализатора. Допускается перепад давления в реакторе не более 6 кгс/см². Увеличение перепада давления по слою катализатора с одновременным увеличением содержания серы в гидроочищенном топливе указывает на снижение активности катализатора.

Горячая смесь  продуктов реакции и водородсодержащего газа (гидрогенизат) выходит снизу  реактора Р-1, проходит через трубное  пространство теплообменника Т-2/1, где отдает часть тепла газосырьевой смеси и с температурой не более 300 0С поступает в высокотемпературный сепаратор высокого давления Е-1/1.

Температура ввода  гидрогенизата из теплообменника Т-2/1 в сепаратор Е-1/1 регулируется клапаном, который установлен на линии подачи гидрогенизата из реактора Р-1 в сепаратор минуя теплообменник Т-2/1 (на байпасных линиях теплообменников).

В сепараторе Е-1/1 происходит отделение водородсодержащего газа от жидкой фазы (гидрогенизата).

Выделившийся газ из высокотемпературного сепаратора высокого давления Е-1/1 выходит сверху и после охлаждения оборотной водой в межтрубном пространстве холодильника Т-3/1 до температуры не более 50 0С поступает в сепаратор высокого давления Е-2/1, где происходит отделение водородсодержащего газа от жидкой углеводородной фазы, образовавшейся после охлаждения в холодильнике Т-3/1.

Водородсодержащий газ сверху из сепаратора Е-2/1 поступает  в низ абсорбера К-3 для очистки  раствором моноэтаноламина от сероводорода. После очистки в абсорбере К-3 ВСГ через сепаратор Е-3 поступает на всас компрессора В-1(В-2) и далее в тройник смешения.

Гидрогенизат  с низа сепаратора Е-1/1 самотеком  поступает в отпарную колонну  К-1/1.

Уровень жидкости в сепараторе Е-1/1 регулируется клапаном, который установлен на линии гидрогенизата из Е-1/1 в К-1/1.

Накопившийся  в низу сепаратора Е-2/1 конденсат  выводится в сепаратор С-3 или  на 13 тарелку колонны К-1/1. Уровень  жидкости в сепараторе Е-2/1 поддерживается клапаном, который установлен на линии гидрогенизата из Е-2/1.

В отпарной колонне  К-1/1 происходит отгон легких углеводородов, растворенных углеводородных газов  и сероводорода за счет подачи перегретого  водяного пара и снижения давления. В колонне К-1/1 имеются 13 тарелок S-образного типа. Подача сырья предусмотрена на 13, 10 и 7 тарелки.

В низ колонны  К – 1/1 подается перегретый водяной  пар. Схема получения перегретого  водяного пара имеет следующий вид: от паровой гребенки печи П-1 острый водяной пар с давлением до 12 кгс/см² поступает в змеевики пароперегревателей в печи П-1, где нагревается до температуры 240 0С. Далее перегретый пар через маточник подаётся под нижнюю тарелку колонны К-1/1. Расход перегретого пара в колонны регулируется клапаном, установленном на линии подачи пара в К-1/1.

 Отогнанные  в отпарной колонне К-1/1 легкие  фракции, уходящие вместе с  водяным паром сверху колонны  с температурой до 180 0С поступают  в межтрубное пространство холодильников  Т-5/1, Т-5/2, где происходит конденсация  и охлаждение. Далее сконденсированный продукт и углеводородный газ с температурой до 50 0С поступают в сепаратор С-3.

С низа отпарной колонны К-1/1 гидроочищенное топливо, содержащее следы воды самотеком  поступает в колонну вакуумной  сушки К-2/1. Так же возможен вывод  продукта помимо колонны К-2/1 напрямую в товарный парк. Уровень в К-1/1 регулируется клапаном, который установлен на перетоке гидрогенизата из К-1/1 в К-2/1.

В колонне К-2/1 происходит испарение воды под вакуумом. Вакуум создается с помощью двухступенчатого эжектора Э-1. На эжектор подается острый пар.

Оборотная вода подается в холодильник эжектора для охлаждения и конденсации  паров из К-2/1 и стекает по барометрической  трубе, опущенной под слой воды, в  ящик барометрической трубы Е-31/1 для обеспечения гидрозатвора.

Готовое гидроочищенное топливо с низа колонны вакуумной осушки К-2/1 поступает на прием насоса Н-5 (Н–8) и прокачивается насосом через трубное пространство теплообменника Т-1/1, где охлаждается, нагревая газосырьевую смесь, проходящую через межтрубное пространство Т-1/1.

После теплообменника Т-1/1 гидроочищенное топливо охлаждается  в межтрубном пространстве холодильника Т-8/1 до температуры не более 60 0С.

Далее гидроочищенное дизельное топливо  выводится в резервуары товарного  парка. 

Рисунок 2 Технологическая схема установки Г-24/1 

3. Расчетная часть

3.1 Расчет реактора гидроочистки дизельной фракции

3.1.1 Условные обозначения

В – ширина, м; выход продукта, % (масс)

С – содержание вещества, % (масс), % (об.), кг/м³, г/м³

с_р – средняя удельная теплоемкость при постоянном давлении, кДж/(кг*К)

D, d – диаметр, м

d⁴₂₀ – плотность относительная

Е – энергия  активации, Дж/моль, кДж/моль; напряженность, В/м

е – массовая доля отгона; основание натурального логарифма

е’ – мольная доля отгона

f – коэффициент трения; летучесть, МПа

G – расход, производительность, кг/ч, % (масс); энергия Гиббса, кДж/моль

G’ – объёмный расход, объёмная производительность, м³/ч

DG – изменение энергии Гиббса, кДж/моль

g – ускорение силы тяжести, м/с²; удельный расход, кг/(м²*ч)

H, h – геометрическая высота, м

I – энтальпия, кДж/кг

К – коэффициент теплопередачи, Вт/(м² К); характеризующий фактор

К_р – константа фазового равновесия

L, l – длина, м; расстояние, м

М – молекулярная масса

N – число тарелок, секций, аппаратов, ступеней; число единиц переноса

n – частота вращения, с^-1

n_р²⁰ – коэффициент преломления

Р – давление в системе, аппарате, Па

Р_пр- приведенное давление МПа

Р_кр- критическое давление МПа

р_i – давление насыщенных паров компонента, Па

р – парциальное давление

DР – перепад давления, гидравлическое сопротивление, Па

Q – количество тепла, кДж/ч

q – тепловой эффект реакции, кДж/моль, кДж/кг; тепловой поток, Дж/ч

R – универсальная газовая постоянная, кДж/(моль К); радиус, м

S – поверхность, площадь, м²; энтропия, Дж/К

Т – температура, К

Т_пр - приведенная температура ^о К

Т_кр – критическая температура К

t – температура, ^оС

Dt – разность температур, ^оС

u – линейная скорость, м/с, м/ч

V – объём аппарата, м³

V_м – мольный объём, м³/моль, см³/моль

х_i – массовая доля компонента i в жидкости

х_i’ – мольная доля компонента i в жидкости

х_Fi – массовая доля компонента i в сырье

y_i – массовая доля компонента i в парах

y_i’ – мольная доля компонента i в парах

z – коэффициент сжимаемости

Z – расход пара, кг, кмоль

ИНДЕКСЫ

в.п. – водяной пар

кр – критическое значение

н.к. – начало кипения

к.к. – конец кипения

ср – среднее значение

ст - стенка

о – окружающая среда

3.1.2 Исходные данные

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

2. Характеристики сырья: фракционный состав 180 – 350 ^оС: плотность Р₀=850кг/м²: содержание серы S_о = 1,4 % (масс), в том числе меркаптановой S_м = 0,07 % (масс), сульфидной S_с = 0,7 % (масс), дисульфидной S_у = 0,14 % (масс) тиофеновой S_т = 0,49 % (масс), содержание непредельных углеводородов 8 % (масс) на сырье.

3. Остаточное содержание серы  в очищенном дизельном топливе  S_к < 0,2 % (масс), т.е. степень, или глубина гидрообессеривания должна быть 86 %.

4. Гидроочистка проводится на  алюмокобольтомолибденовом катализаторе  при давлении Р = 4 Мпа, кратности циркуляции водородосодержащего газа к сырью Х = 200 нм³/м³.

5. Кинетическая константа процесса: К_о = 4,62 * 10, Е = 67040 кДж/моль, n =2

3.1.3 Выход гидроочищенного топлива

Выход % (масс) на исходное сырьё равен:

 

В_д.т. = 100 – В_б – В_r – DS, [1.1]

где В_б - выход бензина % (масс)

В_r - выход газа % (масс)

D S – количество удаленной из сырья серы

D S ₁ = 1,4 - 0,2 = 1,2 %(масс) ;

Если принять равномерное распределение  атомарной серы по длине углеводородной цепи, то при гидрогенолизе сероорганических соединений

В_б = D S = 1,2 % (масс)

В_г = 0,3 * D S = 0,36 % (масс)

Вд.т.=100 - 1,2 - 0,0,36 - 1,2 = 97,24 % (масс)

3.1.4 Расход водорода на гидроочистку

Водород процесса гидроочистки расходуется  на :

1) гидрогенолиз,

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, [1.2]

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

Наиболее стабильно при гидроочистке тиофеновых соединений, поэтому при  расчете принимаем, что вся остаточная сера (0,1% масс на сырье) в гидрогенизате  – тиофеновая, а остальные сероорганические разлагаются полностью.

G1 = 0,07 * 0,062 + 0,7 * 0,125 + 0,14 * 0,0938 + (0,49-0,2) * 0,25 = 0,177

где, G₁ – расход 100 процентного водорода % (масс) на сырьё.

∆S – количество серы удаляемое при гидроочистке, % (масс) на сырьё.

m – коэффициент, зависящий от характера сернистых соединений.

Расход водорода на гидрирование непредельных углеводородов равен:

G₂ = 2С_Н/М, [1.3]

где G₂ – расход 10 процентного водорода, % (масс) на сырье,

С_Н – разность содержания непредельных углеводородов в сырье и в гидрогенизате % (масс) на сырье, считая на моноолефины,

М – средняя молекулярная масса  – сырья.

Среднюю молекулярную массу рассчитываем по формуле:

М = 44,29 d₁₅¹⁵ / (1,03 - d₁₅¹⁵ ) [1.4]

М = 44,29 _* 0,85 / (1,03 - 0,85) = 209,15

Примем, что степень гидрирования непредельных углеводородов и гидрогенолиза сернистых соединений одинакова.

Непредельных соединений содержится 8 % (масс).

Степень гидрообсеривания составляет 86 %

G₂ = 2 * 8 * 0,86 / 209,14 = 0,07 % (масс)

Потери  водорода от растворения в гидрогенизате составляют

G₃ = Х’Н₂ * МН₂ * 100/Х’Н₂ * МН₂ + 1- ХН₂) * М (1.5)

Мольную долю водорода найдем по формуле:

Х’Н₂ = У’Н₂ / К_р (1.6)

Где У’Н₂ – мольная доля водорода в паровой фазе

Х’Н₂ - мольная доля водорода в жидкой фазе

У’Н₂ – равняется мольной или объемной концентрации водорода в циркулирующем газе

К_р - константа фазового равновесия

Для условий газосепаратора высокого давления при 40⁰С и при 4 Мпа К_р =30

Х’Н₂ = 0,8 / 30 = 0,027

G₃ = 0,027 * 2 * 100 / 0,027 * 2 + (1 - 0,027) * 209,15 = 0,027 % (масс)

Механические потери

G₄ = Х * 0,01 * МН₂ * 100 / (Р * 22,4) (1,7).

Где Х- кратность циркуляции водородсодержащего газа, нм³/м²

Р₀ – плотность сырья, Кг/м³

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

3.1.5 Потери водорода с отдувом

На установку гидроочистки обычно подается водородсодержащий газ (ВСГ) с установок каталитического  риформинга, в котором концентрация водорода колеблется от 70 до 80 процентов(об). ВСГ, поступающий с риформинга обычно имеет следующий состав.