Производство дизельного топлива

Автор: Пользователь скрыл имя, 28 Февраля 2013 в 00:03, курсовая работа

Описание работы

Дизельные топлива относятся к углеводородным системам, оказывающим масштабное загрязняющее действие на окружающую среду. Повышение экологического качества дизельного топлива актуально уже потому, что по существующим прогнозам потребность в этом виде топлива будет расти быстрыми темпами и к 2013 г. мировой объем производства увеличится до 34% от объема перерабатываемой нефти. Наиболее опасными компонентами дизельного топлива являются сернистые соединения, которые сгорают в двигателях в основном до диоксида серы.

Содержание

Введение 3
1. Теоретические основы процесса 4
1.1 Назначение процесса, характеристики сырья и получаемых продуктов 4
1.2 Физико-химические основы процесса 15
1.3 Применяемые катализаторы 21
1.3.1 Использование водорода в процессах гидроочистки 22
1.4 Влияние факторов на процесс 26
2. Аппаратурное оформление процесса 30
2.1 Описание технологической схемы процесса 30
2.2 Описание конструкций основных аппаратов 33
3. Расчетная часть 40
3.1 Расчет реактора гидроочистки дизельной фракции 40
Список использованных источников 61

Работа содержит 1 файл

Овчаров.doc

— 1.05 Мб (Скачать)

Таблица 3 Состав ВСГ

Содержание компонента

Н2

СН4

С2Н6

С3Н8

С4Н10

С5+

% (об)

85,0

7,0

5,0

2,6

1,0

-

% (масс)

29,4

19,4

26,0

15,2

10,0

-


 

Для поддержания постоянного давления в системе объем поступающего и образующегося газа должен быть равен объему газа, отходящего от системы и поглощенного в ходе химических реакций.

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

V0 ( 1 - у0’) + Vг.к ≤ Vа (1.8)

 

Где V0- обьем свежего ВСГ, м3

у0 - объемная концентрация водорода в свежем ВСГ

Vкг – объем газов гидрокрекинга, м3

Vа –объем газов абсорбируемых жидким гидрогенизатом соответственно, м3

Общий расход водорода при гидроочистке с учетом газа отдува составит :

Vр + Vотд = (1 + (1 - у0о / (уо’ - у’) + (Vгк - Vа) * уо’у’ / (уо’ – у’) (1.9)

Где Vр- объем химически реагирующего водорода,м3

у’ – объемная концентрация водорода в циркулирующем ВСГ.

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

Vр =( G1 + G2 + G3 ) * 22,4 / МН2 (1.10)

Vр = (0,177 + 0,065 + 0,027) * 22,4 / 2 = 3 м3

Vгк = Вг * 22,4 / Мгк ( 1.11)

Где Мгк – средняя молекулярная масса газов гидрокрекинга.

При одинаковом мольном содержании газов С1234 она равна

М гк = (16 + 30 + 44 + 58) / 4 = 37

Vгк = 0,36 * 22,4 / 37 = 0,22м3

Количество углеводородных газов, абсорбируемых жидким гидрогенизатом, можно определить, если допустить, что ЦВСГ принятого состава находится в равновесии с жидким гидрогенизатом.

Содержание отдельных компонентов  в циркулирующем газе и константы  фазового равновесия в условиях газосепаратора высокого давления ( 40оС и 4,0 МПа) приведены в таблице 4

 

 

Таблица 4 Содержание отдельных компонентов в циркулирующем газе и константы фазового равновесия в условиях газосепаратора высокого давления ( 40оС и 4,0 МПа)

Содержание компонента

СН4

С2Н6

С5Н8

С4Н10

У’, мол. Доли

0,20

0,05

0,02

0,01

Константа фазового равно-весия Кpi

3,85

1,2

0,47

0,18


 

Объем компонента, растворенного в  гидрогенизате, находится по формуле:

Vi = уi * 100 * 22.4 / Кpi * MГ (1,12)

Найдем объем каждого компонента:

V СН4 = 0.2 * 100 * 22.4 / 3.85 * 209 = 0,556 м3

V С2Н6 = 0,05 * 100 * 22,4 / 1,2 * 209 = 0,446 м3

V С5Н8 = 0,02 * 100 * 22,4 / 0,47 * 209 = 0,456 м3

V С4Н10 = 0,02 * 100 * 22,4 / 0,18 * 209 = 0,595 м3

Найдем суммарный объем растворенных газов.

V = 0,556 + 0,446 + 0,455 + 0,59 = 2,053 м3

Балансовый объем углеводородных газов, поступающий в газосепаратор, составляет:

3 * (1 - 0,85) + 0,22 = 0,67

0,67 < 2,053

Поскольку выполняется требование уравнения (1.8.) возможна работа без отдува части циркулирующего ВСГ и общий расход Н2 в процессе гидроочистки равен:

G = G1 + G2 + G3 + G4 = 0,177 + 0,065 + 0,027 + 0,042 = 0,311% (масс)

Расход свежего ВСГ на гидроочистку равен :

Go = G / 0.29

где 0.29 - содержание Н2 в свежем ВСГ, % (масс).

Go = 0,311 / 0,29 =1,07 (масс)

3.1.6 Материальный баланс установки

В первую очередь рассчитаем выход сероводорода

В H2S = ∆S * M H2S / MS (1.13.)

Где В H2S – выход сероводорода, ( масс).

M H2S – молекулярная масса сероводорода

MS – молекулярная масса серы

В H2S = 1,2 * 34 / 32 = 1,28 (1.15)

Таким образом, балансовым сероводородом  поглощается 0,08% (масс) водорода.

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

G5 = 0.177 + 0.065 – 0.08 = 0.167% (масс)

Уточненный выход гидроочищенного дизельного топлива

97,24 + 0,167 = 97,41 % (масс)

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

ВСГ = Gо н2 * (1 - 0,29) + ВГ = G3 (1.15)

Где Всг – выход сухого газа, % (масс)

Всг = 1,07 * (1 - 0,29) + 0,36 +0,027 =1,07

3.1.7 Расчет объема катализатора

Основным уравнением для расчета  объема катализатора является уравнение

V = G’ dS / r = G’ dS / (kSn) ( 1.16.)

где V – объем катализатора, м3

S0 – начальное содержание серы в сырье, % (масс)

Sк – конечное содержание серы в сырье,% (масс)

Уравнение ( 1.16 ) 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:

а) составление материального баланса  реактора

б) определение температуры реакционной  смеси при различных глубинах обессеривания из уравнения теплового баланса

в) для соответствующих значений глубины обсеривания и температуры  определим k , а затем r;

г) построение кривой зависимости  обратной скорости 1 / r от остаточного содержания серы ∆S в координатах 1 / r - ∆S; площадь под кривой в интервале от S0 до S численно равна интегралу dS / r;

д) определение требуемого объема реактора V по уравнению:

V = G’ dS / r = G’ dS / (kSn)

3.1.7.1 Материальный баланс реактора

В реактор поступает сырье, свежий ВСГ и циркулирующий ВСГ (ЦВСГ), состав которого приведен в таблице 5.

Таблица 5 Состав ЦВСГ

Содержание

Н2

СН4

С2Н6

С3Н8

С4Н10

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


 

Найдем среднюю молекулярную массу ЦВСГ

Мц = ∑Мiуi ( 1.17)

Где Мц – средняя молекулярная масса ЦВСГ. кг/кмоль,

Мi – молекулярная масса компонента, кг/кмоль,

Мц = 2*0,720 + 16*0,200 +30*0,050 +44*0,020 +58*0,010 = 7,6

Расход ЦВСГ на 100 кг сырья можно найти по формуле

Gц = 100 * Х * Мц / РС * 22,4 (1.18)

где Gц – расход ЦВСГ на 100 кг сырья, кг

Х – кратность циркуляции, нм33,

Gц = 100 * 200 * 7,6 / 850 * 22,4 = 7,89

Материальный баланс гидроочистки представлен в таблице 6.

Таблица 6 Материальный баланс

Наименование

% (масс)

Т/год

Т/сут

Кг/ч

Взято сырье

100

2000000

5882,35

245098

ВСГ

1,07

21400

57,06

2377,5

В т.ч. 100% Н2

0,311

6220

16,53

688,75

Итого

101,07

2021400

5939,41

247475,5

Дизельное топливо очищенное

97,43

1948600

5729,29

238720,42

Сероводород

1,28

25600

75,29

3137,08

Сухой газ

1,16

23200

64,11

2671,56

Бензин

1,2

24000

70,59

2941,18

Итого

101,07

2019400

5939,28

247470,3


 

На основе данных материального  баланса гидроочистки составим материальный баланс реактора и сведем его в  таблицу 7.

 

 

Таблица 7 Материальный баланс реактора

Наименование

% масс

Кг/ч

Взято сырья

100,0

245098

Свежий ВСГ

1,07

2622

Циркулирующий ВСГ

15,96

39118

Итого

117,03

286838

Дизельное топливо очищенное

97,43

238799

Сероводород

1,28

3137

Сухой газ

1,16

2843

Бензин

1,2

2941

Циркулирующий ВСГ

15,96

39118

Итого

117,03

286838


3.1.7.2 Тепловой баланс реактора

Уравнение теплового баланса реактора гидроочистки можно записать так:

QC + Qц + QS + Qг.н = ∑Qсм (1.19)

где QC – тепло, вносимое в реактор со свежим сырьем

Qц – тепло, вносимое в циркулирующем ВСГ

QS – тепло, выделяемое при протекании реакций гидрогенолиза сернистых соединений,

∑Qсм – тепло, тепло отводимое от реактора реакционной смесью.

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

Gcto +∆Sgs + ∆CH gH = Gct (1.20)

T = to + (∆S gS + ∆CH gн) / G * С (1.21)

G – суммарное количество реакционной смеси % (масс.); c – средняя теплоёмкость реакционной смеси, кДж/(кг К) ; ∆S, ∆Cн – количество серы и непредельных, удалённых из сырья, % (масс.) t, t0 – температуры на входе в реактор и при удалении серы ∆S, 0С ; qs, qн – тепловые эффекты гидрирования сернистых и непредельных соединений, кДж/кг.

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

Qs = ∑qsi

Где qsi – тепловые эффекты гидрогенолиза отдельных сероорганических соединений, кДж/кг; qsi – количество разложенных сероорганических соединений, кг(при расчёте на 100 кг сырья оно численно равно содержанию отдельных сероорганических соединений в % масс.)

Qs = 0,1 * 2100 + 1,0 * 3810 + 0,2 * 5060 + 0,5 * 8700 = 8471 кДж

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

Qн = Снqн / М = 8,6 * 126000 / 209,16 = 5181 кДж

∆I * M / (4.2 * T) = 4.19 (1.22)

 

∆I = 4.19 * 4.2 * 623 / 209 = 52,5кДж

Энтальпия сырья с поправкой  на давление равна

I350 = 1050 - 52,5 = 997,5 кДж/кг

Средняя теплоемкость реакционной смеси составляет

С = ( СС * 100 + СЦ * 17,03) / 117,03 (1.22)

С = (2,85 * 100 + 5,45 * 17,03) / 117,03 = 3,23 кДж/кг.К

Поставив найденные величины в  уравнение ( 1.21) найдем температуру на выходе реактора.

Т = 350 + (8471 + 5421) / (117,03 * 3,23) = 386 0С

 

Рисунок 3 Температура

 

Теплоемкость реакционной среды  не изменяется, поэтому зависимость  температуры от S линейная, и для построения графика достаточно двух точек: при начальном содержании S = 1,4% (масс) температура 3500С, и при конечном содержании S = 0,2% (масс) температура 3860С.

Данные, необходимые для расчета  скорости r и обратной скорости 1 / r при разных глубинах обессеривания сведены в таблицу

Таблица 8 Данные для кинетического расчета процесса обессеривания

Показатели

Содержание серы % (масс).

1,4

1,0

0,5

0,2

Т, К

623

635

651

659

107–Е /RT

224,7

288,9

394,4

458,5

k = k0–Е /RT

10,38

13,35

18,22

21,2

S2

1,96

1

0,25

0,04

R = k*S2

20,34

13.54

4,56

0,848

1/r

0,049

0.075

0,22

1,18

Информация о работе Производство дизельного топлива