Проект комбинированной установки ГК-3 Южно-Балыкской (Бх, валанжин) нефти

Автор работы: Пользователь скрыл имя, 17 Ноября 2013 в 11:40, курсовая работа

Описание работы

Одной из основных направлений технического прогресса нефтеперерабатывающей и нефтехимической промышленности – строительство высокопроизводительных комбинированных установок. Разновидностью комбинированных установок является установка ЛК-6у, в состав комбинированной установки ЛК-6у входят:
- блок двухступенчатого обессоливания сырой нефти горизонтальных электродегидратора;
- блок двухколонной атмосферной перегонки нефти и стабилизации и фракционирования бензинов;
-блок каталитического риформинга бензина с предварительной гидроочисткой сырья;
- секции гидроочистки керосина и дизельного топлива;
- блок газофракционирования .

Содержание работы

Разгонка (ИТК) Южно-Балыкской нефти.
График кривой ИТК

Процесс каталитического крекинга.
Назначение процесса
Факторы, влияющие на эффективность процесса.
Основы управления процессом крекинга.
Типы реакторов.
Влияние оперативных параметров на материальный баланс и качество продуктов крекинга.
Технологическая схема каталитического крекинга.
Заключение.
Литература.

Файлы: 1 файл

КУРСОВАЯ Риформинг.lnk -.doc

— 821.50 Кб (Скачать файл)



 

 

 

 

 

 

 

Тепловой баланс.


 Процесс каталитического риформинга протекает с большим поглощением теплоты, что требует  промежуточного подвода. В связи с этим весь реакционный объем делится несколько обособленных зон и ступеней. Чаще всего применяется трехступенчатая система, состоящая из 3х последовательно соединенных  реакторов. Иногда на последней ступени вместо одного устанавливают два параллельно работающих реактора. Тепловой баланс обычно составляют для каждого реактора, или ступени, чтобы определить температуру газопродуктивной смеси на выходе.

Примем температуру  на выходе из реактора 495º С, и для  этой температуры решим уравнение  теплового баланса. Поправку определим  к энтальпии по графику через  приведенную температуру

и давление. Подсчитывая сумму Σ xiIin, под компонентами продуктов реакции понимают сухой газ, пропан-бутановую фракцию и бензин катализат. Энтальпию  сухого  газа определяют по его теплоемкости.

      Удельный  тепловой эффект процесса зависит  от углеводородного состава сырья.  Для нефтяного сырья он находится в пределах от 410-585 к Дж/кг, для парафиного от 210- 295 к Дж/кг* сырья.

       Температуру  продуктовой смеси на входе  из реактора обычно определяют  методом подбора, т.е. последовательно  задаются

Различными значениями температур и решают уравнение до тех пор, пока приходная и расходная части баланса не будут равны.

 

Для сырья на выходе в реактор:

Ткр.=310ºС   (по графику)

Тпр.=510+273/310+273=1,3

 Ρ115420+5а     5а=0,00415

ρ420=0,7550 г/см3

Ρ1515=0,7590 г/см3

 

 

 

 

 

 

 

 

Зависимость между молярной массой и ρ выражаем формулой      Крэга:  


М =44,29* Ρ1515/1,03- Ρ1515

М=44,29*0,7590/1,03-0,7590=124,1 кг/ моль

Рпр.=3,5/2,8=1,25

∆ IМ/ Ткр.=20             ∆I =20*783/124,1=126,19 Кдж/кг

∆I=

Iп 450=1622,43-126,19=1496,24 Кдж/кг

 

Для сырья на выходе из реактора:

Тпр.=440+273/583= 1,22

Рпр.=3,5/2,8=1,25

∆ IМ/ Ткр.=8           ∆I=8*713/124,1=45,96 Кдж/кг

Iп 440=1392,49-45,96=1346,5 Кдж/кг

 

    Определим  энтальпию катализата:

ρ420=0,7970 г/см3 ( бензиновой фракции)

Ρ1515420+5а    

Ρ1515=0,7970+0,00389=0,8009г/см3

М =44,29* Ρ1515/1,03- Ρ1515

М=44,29*0,8009/1,03-0,8009=154,2 кг/ моль

Ткр.= 310ºС  ( по графику)

∆ IМ/ Ткр.=16          ∆I=16*583/154,2=60,5 Кдж/кг

    Iп 440=994,53-60,5=934 Кдж/кг

 

Энтальпия пропан-бутановой  фракции задана 1780 кДж/кг

Энтальпия всего газа подсчитывается как произведение средней теплоемкости на температуру. Теплоемкость Н2 примем

14,21 кДж/( кг*К)

    Получим  по графику значение теплоемкостей  в кДж/( кг*К) физико-химической характеристики  газов:

СН4=2,8 кДж/( кг*К)  С2Н6=1,67 кДж/( кг*К)  С3Н8=1,57 кДж/( кг*К) 

 

Средняя теплоемкость сухого газа с учетом массовых долей компонентов. Н2=86, СН4=4, С2Н6=5, С3Н8=3

СС.Г.=0,86*14,21+2,18*0,04+1,67*0,05+1,57*0,0З=12,44 кДж/( кг*К) 

Энтальпия сухого газа:

Iп 440=12,44*440=5473,6 Кдж/кг

Для упрощения расчета среднюю  теплоемкость ВСГ определим используя  найденное тепло емкости компонентов. Теплоемкость водорода примем 14,21 кДж/( кг*К),остальные найдем по графику. 


Циркулирующего газа:

Н2=43,4%, СН4=27,8%, С2Н6=19,3%, С3Н8=9,5%

С в.г.= 0,434*14,21+0,28*0,04+0,193*0,05*0,095*0,03=6,19 кДж/( кг*К) 

Найдем среднюю молярную массу ВСГ:

Мср.= 1/0,434/2+0.278/16+0,193/30+0,095/44=4,1

И его плотность:   ρг=4,1/22,4=0,183 г/см3

С ц.г.=30,16*755*0,183/ 748= 5,57кг/с

ρ420=0,7480 г/см3 (бензиновой фракции)

Тепловой баланс, например, для первого реактора можно записать в виде:

ɢс Int1+ ɢ ц.г. Свг(t1-t2) = (1-ɣ) ɢс Int2+ ɣ ɢс Σ x jI/iIп+ ɣ ɢс*q `p            

где ɢс-массовый расход сырья,кг/с;

 

Int1- Int2- энтальпия паров сырья при температуре на входе(t1) и выходе (t2) из реактора Дж/кг;

 

ɢ ц.г- массовый расход циркулирующего ВСГ, кг/с;

 

Свг- средняя теплоемкость ВСГ, Дж/(кг/к)

ɣ   -  глубина  превращения сырья в реакторе, массовые доли;

 

xi Iin- массовые доли и энтальпия отдельных компонентов продуктов реакции;

 

q,p-  тепловой эффект реакции, Дж/кг.

  

Подставляя заданные и найденные величины в уравнение  получим:

30,16*1496,24*103+5,57*6,19(510-440)* 103=0,48*30,16*1471,13*103+0,52*30,16(0,074*5473,6+0,045*1780)* 103 +0,52*30,16*410*103

                   Фвх=47195,3*103Вт; ФВЫХ=47248,78Вт

 

 

 

Разность между тепловыми потоками в приходной (Фвх) и расходной (ФВЫХ) частично баланса незначительна, поэтому можно считать, что температура на выходе из реактора соответствует принятой.


 

 

    Определим геометрические размеры реакторов риформинга.

 

Реакторы каталитического  риформинга работают последовательно, промежуточный подвод сырья и отвод продуктов реакции отсутствует. Через все реакторы проходит одинаковое количество сырья циркулирующего водородсодержащего  газа. Исходя из этого, придерживаются следующей последовательности расчета. Находим объем катализатора (V к.р.м3) в реакторе, с учетом что объемная скорость равна 1,5, далее по формуле:

V к.р.=108571/(1,5*797) =90,82 м3 ρ420=0,7970 г/см3 ( бензиновой фракции)

Определяем суммарный  объемный расход смеси сырья,и циркулирующего газа (ɢсм3/с)

   Gсм= Gn+ Gц

Где Gn- объемный расход паров сырья.

V=22,4Т/273* 0,101/Р zΣCi/ Mi

 

Коэффициент сжимаемости z=0,9

Gn =22,4*783*0,101*108571*0,9/273*3,5*124,1*3600=0,4м3

 

Коэффициент сжимаемости  Н2=1, Таким образом его можно  принять и для ВСГ. Объемный расход газа ВСГ определится:

Gц.г.=108571*755*783*0,101/797*273*3,5*3600=2,4 м3

Суммарно : G`см= G`n + G`цг

 Gсм= 0,4+2,4=2,8м3/с

 

Площадь сечения реактора при линейной скорости газосырьевой смеси 0,4 м/с. Определяем площадь сечения:

S = G`см/V(м2)

S=2,8/0,4=7 м2

Его диаметр:

D=1,128√7=3м

Общая высота катализаторного слоя:


hk =Vk*p/S 

hk=90,82/7=13 м

Высота слоя катализатора в третьем реакторе:

hk = 0,55* hk

hk = 0,55* 13= 7,2м

 

Общая высота реактора (Н,м) включая высоту его циркулирующей  части (высота слоя катализатора) увеличена  в 1,5 раза и двух полушар. единиц .

Полная высота в третьем  реакторе:

Н=1,5*k+D     

   где D- диаметр реактора, м.

H= 1,5*7,2+3=14м

 

Высота первого и  второго реакторов принимается  равной высоте третьего.

 

 

 

 

 

 

;

 

 

   

   

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 


Заключение.

            Процесс каталитического риформинга  осуществляют при сравнительно  высокой температуре и среднем  давлении, в среде водородсодержащего газа.

Каталитический риформинг  проходит  в среде газа с большим  содержанием водорода (70-80% об.). Назначение процесса каталитического риформинга, а также требования предъявляемые к целевому продукту, требует гибкой эксплуатации установки. Необходимое качество продуктов достигается путем подбора сырья, катализатора и технологического режима.

Эти факторы должны быть положены в основу заданий на проектирование или реконструкцию установки  каталитического риформинга.

       В  курсовом проекте  были рассчитаны материальный баланс, тепловой баланс, размеры реакторов: высота реактора и диаметр реактора.

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

                                          Литература.


 

  1.  Альбом технологических схем процессов переработки нефти и газа /Под ред. Б.И.Бондаренко._М.: Химия,1983-123с.
  2. Сарданашвили А.Г., Львова А.И. Примеры и задачи  по технологии переработки нефти и газа .-2-е изд.-М., Химия, 1980.-256с.
  3. Трушкова Л.В. Курс лекций по дисциплине «Химическая технология природных энергоносителей и углеродных материалов».: учебное пособие  Тюмень:ТюмГНГУ,2010.-63с.
  4. Справочник нефтепереработчика: Справочник/ Под.Ред. Г,А. Ластовкина, Е.Д.Радченко. -Л.: Химия, 1986.-648с.
  5. Эмирджанов Р.Т., Лемберанский Р.А. основы технологических расчетов в нефтепереработке и нефтехимии: Учебное пособие для вузов.- М.: Химия, 1989.-192с.
  6. Суханов В.П. Каталитические процессы в нефтепереработке. – М.: Химия, 1973.-416с.

 


Информация о работе Проект комбинированной установки ГК-3 Южно-Балыкской (Бх, валанжин) нефти