Ректификационная переработка нефти и продукции из нее

Ректификационная переработка нефти и продукции из нее

СОДЕРЖАНИЕ

ВВЕДЕНИЕ

. ТЕОРЕТИЧЕСКИЕ ОСНОВЫ ПРОЦЕССА

2. ТЕХНОЛОГИЧЕСКАЯ ЧАСТЬ

2.1 Характеристика сырья, готовой продукции и вспомогательных материалов

.2 Выбор технологической схемы, параметров проведения процесса

.3 Описание технологической схемы

3. ТЕХНОЛОГИЧЕСКИЕ РАСЧЕТЫ

3.1 Расчет основного оборудования

3.2 Расчет вспомогательного аппарата

4. КОНТРОЛЬНО - ИЗМЕРИТЕЛЬНЫЕ ПРИБОРЫ И АВТОМАТИЗАЦИЯ УСТАНОВКИ

4.1 Описания функциональной схемы автоматизации установки

.2 Автоматическое регулирование параметров

5. ОХРАНА ОКРУЖАЮЩЕЙ СРЕДЫ - ОТХОДЫ ПРОИЗВОДСТВА, СТОЧНЫЕ ВОДЫ И ЗАГРЯЗНЕНИЕ ВОЗДУХА

5.1 Источники вредных выбросов в атмосферу

5.2 Проектные решения по уменьшению загрязнения атмосферы

5.3 Предельно допустимые и временно согласованные выбросы

6. ТЕХНИКА БЕЗОПАСНОСТИ И ОХРАНА ТРУДА НА УСТАНОВКЕ

7. СТРОИТЕЛЬНАЯ ЧАСТЬ

8. ЭКОНОМИЧЕСКАЯ ЧАСТЬ

8.1 Расчет капитальных затрат на строительство

8.2 Организация производства

8.3 Расчет численности персонала

8.4 Расчет годового фонда заработной платы

8.5 Расчет калькуляции себестоимости продукции

8.6 Рентабельность проектируемой установки

СПИСОК ЛИТЕРАТУРЫ

ВВЕДЕНИЕ

Нефтеперерабатывающая и нефтехимическая промышленность является одной из ведущих отраслей тяжелой промышленности. В последние годы добыча нефти значительно сократилась.

Перед нефтеперерабатывающей промышленностью поставлена задача повысить эффективность использования нефти, обеспечить дальнейшее улучшение её переработки.

В настоящее время особая роль отведена увеличению глубины переработки нефтяного сырья с помощью различных термических и химических методов, с целью получения из нефти большего количества светлых нефтепродуктов. Широкое применение в нефтепереработки имеет газ. Газ применяется как хладагент, топливо.

Для разделений смеси газов на индивидуальные компоненты применяются следующие процессы: ректификация, компрессия, конденсация, адсорбция. На газофракционирующих установках (ГФУ) эти процессы комбинируются в различных сочетаниях.

Перспективой процесса является модернизация оборудования, улучшения качества продукций, снижение энергоёмкости.

Процессы газофракционирования предназначены для получения из нефтезаводских газов индивидуальных низкомолекулярных углеводородов C₁-С₆ (как предельных, так и непредельных, нормального или изостроения) или их фракций высокой чистоты, являющихся компонентами высокооктановых автобензинов, ценным нефтехимическим сырьем, а также сырьем для процессов алкилирования и производств метил-трет-бутилового эфира и т. д.

Источником углеводородных газов на НПЗ являются газы, выделяющиеся из нефти на установках AT, ABT и образующиеся в термодеструктивных или каталитических процессах переработки нефтяного сырья, а также газы стабилизации нестабильных бензинов.

В зависимости от химического состава различают предельные и непредельные газы. Предельные углеводородные газы получаются на установках перегонки нефти и гидрокаталитической переработки (каталитического риформинга, гидроочистки, гидрокрекинга) нефтяного сырья.

1. ТЕОРЕТИЧЕСКИЕ ОСНОВЫ ПРОЦЕССА

Нестабильный бензин, получаемый на газоотбензинивающей установке методом компрессии, абсорбции, низкотемпературной ректификации или адсорбции, состоит из углеводородов от этана до гептана включительно.

В зависимости от состава перерабатываемого газа и глубины извлечения целевых компонентов из него составы нестабильных бензинов колеблются в широких пределах. Как товарный продукт нестабильный бензин не находит непосредственного применения: в народном хозяйстве используют выделенные из него технически чистые индивидуальные углеводороды, такие как пропан, изобутан, н-бутан, изопентан, н-пентан, гексан, стабильный газовый бензин. В качестве коммунального топлива используют также пропан-бутановую смесь в различных соотношениях в зависимости от времени года.

Основное требование к качеству каждого выделенного углеводорода - это чистота, т.е. высокая концентрация целевого компонента в получаемой фракции. Выделить совершенно чистые (не имеющие примесей) углеводороды в промышленных условиях практически невозможно. Вместе с целевым компонентом в продукте будут содержаться и другие углеводороды, имеющие близкие температуры кипения. Такая смесь носит название фракции того или иного компонента или группы компонентов, например, пропановая фракция, пропан-бутановая фракция, бутан - изобутановая фракция. Четкое разделение смесей жидких углеводородов на составляющие компоненты достигается в процессе ректификации. Если смесь двух взаиморастворимых жидкостей подвергнуть постепенному нагреву, то при некоторой температуре начнет выкипать жидкость, имеющая более низкую температуру кипения. Эту жидкость называют низкокипящим компонентом (н.к.к.). При температуре кипения можно перевести в пар практически полностью весь низкокипящий компонент, содержащийся первоначально в смеси. После этого остаток будет состоять из высококипящего компонента (в.к.к.). Этот остаток называется кубовым остатком, а пары низкокипящего компонента после их конденсации в холодильнике - дистиллятом. Описанный процесс называемый простой перегонкой, не дает возможности получить разделенные компоненты в чистом виде, так как в парах низкокипящего компонента будет содержаться некоторое количество паров высококипящего компонента и, наоборот, в кубовом остатке будет растворено некоторое количество низкокипящего компонента. Для полного или четкого разделения компонентов применяют ректификацию.

Ректификация - тепло массообменный процесс, который осуществляется в противоточных колонных аппаратах с контактными элементами (насадка, тарелки). В процессе ректификации происходит непрерывный обмен между жидкой и паровой фазой. Жидкая фаза обогащается более высококипящим компонентом, а паровая фаза - более низкокипящим. Процесс тепломассообмена происходит по всей высоте колонны между стекающим вниз дистиллятом, образующимся наверху колонны (флегмой), и поднимающимся вверх паром. Чтобы интенсифицировать процесс тепломассообмена применяют контактные элементы, увеличивающие поверхность взаимодействия фаз. В случае применения насадки, флегма стекает тонкой пленкой по ее развитой поверхности. В случае применения тарелок, пар в виде множества пузырьков, образующих развитую поверхность контакта, проходит через слой жидкости на тарелке.

Взаимодействие паров и жидкости достигается в ректификационных колоннах, снабженных контактными устройствами - ректификационными тарелками или насадкой.

Рассмотрим принцип разделения двухкомпонентной смеси ректификацией. Сырье в которое необходимо разделить на две части - высококипящую и низкокипящую, подается в среднюю часть колонны на тарелку питания. Сырье может подаваться в колонну в виде жидкости, пара или парожидкостной смеси.

Введенная в колонну жидкая смесь стекает по контактным устройствам в нижнюю часть колонны, называемую отпарной. Навстречу потоку жидкости поднимаются пары, образующиеся в результате кипения жидкости в кубе колонны.

Пары, поступающие на тарелку с нижележащей, имеют более высокую температуру, чем стекающая с вышележащей тарелки жидкость. На тарелке в результате контакта паров и жидкости (флегмы) происходит выравнивание температур. При этом из паров, которые охлаждаются, выделяется в жидкую фазу некоторое количество высококипящего компонента, а из стекающей жидкости испаряется некоторое количество низкокипящего компонента, т.е. на каждой тарелке или контактном устройстве происходит теплообмен и массообмен. В парах по мере их подъема по колонне уменьшается содержание в.к.к. и соответственно возрастает концентрация н.к.к., а в опускающейся флегме возрастает концентрация в.к.к. и уменьшается концентрация н.к.к.

Пары с верха колонны отводятся в конденсатор, где они охлаждаются, частично или полностью конденсируются.

Часть сконденсированного верхнего продукта или дистиллята закачивается насосом в качестве орошения, которое, стекая с верхней тарелки, создает жидкостный поток - флегму. Избыточная часть дистиллята откачивается за пределы установки или же направляется в качестве сырья для другой колонны.

Флегма с низа колонны отводится в кипятильник (рибойлер), где она в результате подвода теплоты подвергается частичному испарению. Выделившиеся из флегмы пары из кипятильника возвращается в колонну (под нижнюю тарелку) и образуют восходящий паровой поток, что необходимо для ректификации.

В одной ректификационной колонне жидкую углеводородную смесь можно разделить на две фракции. Для разделения смеси на три фракции требуется двухколонная установка. В первой колонне выделяется одна фракция, а смесь двух других разделяется во второй колонне. Для разделения смеси на n фракций требуется n - 1 ректификационных колонн.

Число тарелок в ректификационной колонне зависит от разницы температур кипения разделяемых компонентов. Чем более близкие температуры имеют углеводороды, тем труднее разделить их смесь на составляющие компоненты, тем больше тарелок в колонне требуется для этого. Так, для разделения смеси н-бутана и н-пентана разность температур кипения при атмосферном давлении равна +36,1 - (- 0,5)= 36,6С необходима колонна с 30 тарелками.

Для разделения смеси изобутана и н-бутана, разность температуры кипения (-0,5)-(-11,1)=10,6С необходимо колонна с 80 тарелками и более, а для разделения н-пентана и изопентана, имеющих температуры кипения соответственно 36,2 и 28С, требуется колонна со 100-120 ректификационных тарелок.

Основные параметры, определяющие работу ректификационных колонн, - это давление, температуры верха, низа и ввода сырья в колонну, кратность орошения или флегмовое число. Теоретически процесс ректификации углеводородов можно проводить при широком диапазоне давлений - от глубокого вакуума до критических величин. Но оптимальное это минимальное давление, при котором конденсацию верхнего продукта можно проводить, охлаждая водой или воздухом. Следовательно, выбранная температура в емкости орошения и будет определять давление в колонне: при парциальной конденсации паров верхнего продукта - это давление точки росы, а при полной конденсации - давление насыщенных паров кипящей жидкости.

В большинстве ГФУ охлаждающим агентом является оборотная вода, температура в которой в средней полосе Казахстана поддерживается 16 - 20 зимой и 24 - 30С - летом. Исходя из этого, температуру конденсации верхнего продукта принимают равной 40С, а при использовании аппаратов воздушного охлаждения температура в емкости орошения должна быть на 10 - 12С выше максимально возможной температуры окружающего воздуха.

При такой конденсации верхнего продукта абсолютное давление в емкости орошения определяются по уравнению:

х = р,

= р, (1.1)

где х - молярные концентрации компонентов; П - абсолютные давления насыщенных паров компонентов при расчетной температуре в емкости орошения, МПа.

Давление в емкости орошения равно сумме парциальных давлений насыщенных паров при данной температуре.

Давление в ректификационной колонне принимают обычно на 0,2 - 0,3 МПа выше, чем давление в емкости орошения. Этого достаточно для преодоления гидравлического сопротивления при прохождении паров через тарелки и конденсаторы. При выделении из жидкой смеси легких углеводородов, таких, как метан и этан, оптимальное давление может изменяться в широких пределах, так как это связано не только с составом сырья, но и технологической схемой установки, определяющей возможность использования дешевых хладагентов.

При заданных составах верхнего продукта (дистиллята) и жидкого, отводимого с низа колонн, температуру в верху и в низу колонны определяют методом последовательного приближения. Температуру верха колонны определяют как температуру конца кипения верхнего продукта.

Температура низа колонны должна отвечать температуре начала кипения (однократного испарения) остатка при давлении в колонне.

Температура сырья, подаваемого в колонну, должна соответствовать расчетной температуре тарелки питания. Оптимальная температура питания определяется в основном затратами на хладоагент и теплоноситель. При использовании дорогих хладоагентов (пропан, аммиак) при отделении метана и этана невыгодно перегревать сырье, т.е. лучше направить его в колонну при температуре кипения или даже в переохлажденном состоянии. В то же время при использовании дешевых хладоагентов (вода, воздух) и дорогих теплоносителей становится выгодным подавать сырье в парожидкостном состоянии. В колоннах ГФУ предусматривается от одного до четырех вводов сырья на разные тарелки питания. Подачу сырья на ту или иную тарелку питания подбирают экспериментально, и она зависит от состава сырья. Чем больше содержится в сырье тяжелых углеводородов, на нижнюю тарелку питания оно подается, и, наоборот, сырье с большим содержанием легких углеводородов подается на верхнюю тарелку питания. Между двумя соседними вводами сырья обычно располагается от трех до шести тарелок.

Очень важным параметром процесса ректификации является количество орошения, подаваемого на верхнюю тарелку колонны. Обычно зависит от кратности орошения или флегмовым числом - отношением количества подаваемого орошения к количеству дистиллята.

Определение действительного флегмового числа представляет сложную задачу. Чем выше чистота получаемого дистиллята и чем более близки между собой температуры кипения разделяемых компонентов, тем выше флегмовое число.

Постоянство состава сырья. Некоторые газоперерабатывающие заводы, имеющие в своем составе ГФУ, в качестве сырья используют не только нестабильный бензин собственной выработки, но и получаемый из других источников: ШФЛУ из промысловых установок стабилизации нефти, газаконденсаты и нестабильный бензин из ГПЗ Западной Сибири.

Сырье поступающее из различных источников, по содержанию углеводородов имеет широкий диапазон. Для переработки каждого вида сырья на установках должен быть разработан определенный, присущий только этому виду сырья, технологический режим.

Технически грамотным было бы смешивать все виды сырья в товарно-сырьевых парках для обеспечения однородности по химическому составу перед подачей на ГФУ. Но, к сожалению, не на всех заводах имеется возможность смешения сырья, поэтому на практике часты случаи, когда состав перерабатываемого на ГФУ сырья периодический меняется. Для нормальной работы персонал должен заранее знать состав партии сырья в емкостях парка, которую предстоит взять на переработку, и иметь информацию, когда товарно-сырьевой участок (цех) начнет подачу этого вида сырья на ГФУ. С момента получения сообщения о закачке сырья нового состава внести коррективы на задание автоматических регуляторов. Если такая корректировка не будет своевременно сделана, то неизбежно ухудшение процесса ректификации в колоннах и вместе с тем выпуск бракованной продукции. Следует помнить, ухудшение качества разделения предыдущих по ходу сырья колоннах приводит к ухудшению качества продукции в остальных колоннах.

Предположим, что в составе сырья увеличилось содержание изобутана и н-пентана и уменьшилось содержание этана и пропана; содержание н-бутана, изопентана и гексана не изменилось.

При поступлении такого сырья (утяжеленного состава) в первую по ходу колонну-деэтанизатор при неизменных температурах низа и верха колонны и неизменном расходе орошения уменьшится поток паров, и в то же время кубовая часть колонны будет переполняться, давление в колонне уменьшится. Поскольку расход орошения остался неизменным, очень скоро емкость орошения будет опорожненной. В результате в нижнем продукте колонны окажется неотпаренной часть этана, а прекращение подачи орошения вызовет подъем на верх колонны паров высококипящих компонентов, т.е. процесс ректификации, необходимо; во-первых, поднять температуру низа колонны в соответствии с технологической картой, разработанной для этого вида сырья, и тем самым улучшить отпарку этана из кубового остатка и обеспечить нормальный восходящий поток паров; во-вторых, переключить подачу сырья на нижнюю тарелку питания; в-третьих, отрегулировать поддержание заданного уровня в кубовой части.

Аналогичные действия необходимо выполнить по регулированию параметров и в следующей по ходу сырья колонне - депропанизаторе.

Следующий по ходу движения сырья - дебутанизатор, в котором с верха колонны отбирают бутановую, а с низа - пентано-гексановую смеси. Новое сырье дебутанизатора по сравнению с предыдущим сырьем отличается по составу повышенным содержанием изобутана и н-пентана.

Для отпарки н-пентана из кубового остатка с повышенным содержанием н-пентана следует повысить температуру низа колонны, а для обеспечения четкости ректификации верхнего продукта, обогощенного изобутаном,- температуру верха снизить. Это все при условии, что давление в колонне остается неизменным.

Количество орошения должно регулироваться по показаниям анализаторов качества. Кроме того, необходимо переключить подачу сырья в колонне на верхнюю тарелку питания.

Бутановая смесь разделяется в следующей по ходу сырья колонне - изобутановой на изобутан (верхний продукт) и н-бутан (кубовый остаток). В этой колонне необходимо:

переключить подачу сырья на верхнюю тарелку;

повысить подачу орошения.

Температура низа и давление в колонне постоянны. Пентан-гексановая смесь поступает далее в депентанизатор, где сырье разделяется на смесь пентанов и гексан. Поскольку верхний продукт обогощен н-пентаном и средняя температура кипения пентановой смеси будет выше, то в этой колонне необходимо повысить температуру верха, а температура низа колонны и давление в ней остаются постоянными.

Последняя колонна - изопентановая, в ней сырье делится на изопентан (верхний продукт) и н-пентан (нижний продукт). Температура верха и низа колонны и давление в ней остаются неизменными. Пропорционально относительному уменьшению в сырье изопентана уменьшается и расход орошения и теплоносителя.

При уменьшении в.к.к. в сырье таких колонн, как, деэтанизатор, депропанизатор, дебутанизатор, депентанизатор, необходимо уменьшить температуру низа колонн, увеличить количество орошения и переключить подачу сырья на нижние тарелки питания.

Постоянство давления. Если температуры верха и низа колонны остаются неизменными, то повышение давления при постоянстве состава сырья приводит к недостаточной отпарке дистиллята от остатка, а снижение давления - к ухудшению качества дистиллята вследствие повышения в нем концентрации в.к.к.

Повышение давления в колонне может быть вызвано умеьшением количества охлаждающей воды, поступающей в конденсаторы, или образованием накипи и шлама в трубных пучках конденсаторов, особенно в летнее время, а повышение давления в деэтанизаторе, где хладоагентом служит пропан или аммиак - уменьшением подачи этого хладоагента.

На ГФУ, в которых применяют аппараты воздушного охлаждения, изменение давления в емкостях орошения, а равно и в колоннах, вызывается изменением температуры окружающего воздуха в разное время суток, остановкой одного или нескольких вентиляторов. В летний период должны работать все вентиляторы с полностью открытыми жалюзи. В период жаркой погоды должны быть включены и увлажнители воздуха, нагнетаемого вентиляторами. И если это не помогает, то необходимо часть неконденсирующихся паров подавать на прием сырьевых компрессоров.

В зимний период часть потока паров, выходящих из шлемовой трубы колонны, необходимо через автоматический регулятор перепускать в емкость орошения, т.е. мимо конденсаторов. Этим самым обеспечивается поддержание нужного давления в емкостях и подпора на приеме насосов орошения. Независимо от температуры окружающего воздуха температура конденсации дистиллята в зимнее время не должна быть ниже 20 - 25 С.

Абсорбцией называют процесс поглощения газа жидким поглотителем, в котором газ растворим в той или иной степени. Обратный процесс - выделение растворенного газа из раствора - носит название десорбции.

В абсорбционных процессах (абсорбция, десорбция) участвуют две фазы - жидкая и газовая и происходит переход вещества из газовой фазы в жидкую (при абсорбции) или, наоборот, из жидкой фазы в газовую (при десорбции). Таким образом, абсорбционные процессы являются одним из видов процессов масопередачи.

На практике абсорбции подвергают большей частью не отдельные газы, а газовые смеси, составные части которых (одна или несколько) могут поглощаться данным поглотителем в заметных количествах. Эти составные части называют абсорбируемыми компонентами или просто компонентами, а не поглощаемые составные части - инертным газом.

Жидкая фаза состоит из поглотителя и абсорбируемого компонента. Во многих случаях поглотитель представляет собой раствор активного компонента, вступающего в химическую реакцию с абсорбируемым компонентом; при этом вещество, в котором растворен активный компонент, будем называть растворителем.

Инертный газ и поглотитель являются носителями компонента соответственно в газовой и жидкой фазах. При физической абсорбции (см. ниже) инертный газ и поглотитель не расходуются и не участвуют в процессах перехода компонента из одной фазы в другую. При хемосорбции (см. ниже) поглотитель может химически взаимодействовать с компонентом.

Протекание абсорбционных процессов характеризуется их статикой и кинетикой.

Статика абсорбции, т.е. равновесие между жидкой и газовой фазами, определяет состояние, которое устанавливается при весьма продолжительном соприкосновении фаз. Равновесие между фазами определяется термодинамическими свойствами компонента и поглотителя и зависит от состава одной из фаз, температуры и давления.

Кинетика абсорбции, т.е. скорость процесса массообмена, определяется движущей силой процесса (т. е. степенью отклонения системы от равновесного состояния), свойствами поглотителя, компонента и инертного газа, а также способом соприкосновения фаз (устройством абсорбционного аппарата и гидродинамическим режимом его работы). В абсорбционных аппаратах движущая сила, как правило, изменяется по их длине и зависит от характера взаимного движения фаз (противоток, прямоток, перекрестный ток и т. д.). При этом возможно осуществление непрерывного или ступенчатого контакта. В абсорберах с непрерывным контактом характер движения фаз не меняется по длине аппарата и изменение движущей силы происходит непрерывно. Абсорберы со ступенчатым контактом состоят из нескольких ступеней, последовательно соединенных по газу и жидкости, причем при переходе из ступени в ступень происходит скачкообразное изменение движений силы.

Различают химическую абсорбцию и хемосорбцию. При физической абсорбции растворение газа не сопровождается химической реакцией (или, по крайней мере, эта реакция не оказывает заметного влияния на процесс). В данном случае над раствором существует более или менее значительное равновесное давление компонента и поглощение последнего происходит лишь до тех пор, пока его парциальное давление в газовой фазе выше равновесного давления над раствором. Полное извлечение компонента из газа при этом возможно только при противотоке и подаче в абсорбер чистого поглотителя, не содержащего компонента.

При хемосорбции (абсорбция, сопровождаемая химической реакцией) абсорбируемый компонент связывается в жидкой фазе в виде химического соединения. При необратимой реакции равновесное давление компонента над раствором ничтожно мало и возможно полное его поглощение. При обратимой реакции над раствором существует заметное давление компонента, хотя и меньшее, чем при физической абсорбции.

Промышленное проведение абсорбции может сочетаться или не сочетаться с десорбцией. Если десорбцию не производят, поглотитель используется однократно. При этом в результате абсорбции получают готовый продукт, полупродукт или, если абсорбция проводиться с целью санитарной очистки газов, отбросный раствор, сливаемый (после обезвреживания) в канализацию.

Сочетание абсорбции с десорбцией позволяет многократно использовать поглотитель и выделять абсорбируемый компонент в чистом виде. Для этого раствор после абсорбера направляют на десорбцию, где происходит выделение компонента, а регенерированный (освобожденный от компонента) раствор вновь возвращают на абсорбцию. При такой схеме (круговой процесс) поглотитель не расходуется, если не считать некоторых его потерь, и все время циркулирует через систему абсорбер - десорбер - абсорбер.

В некоторых случаях (при наличии малоценного поглотителя) в процессе проведения десорбции отказываются от многократного применения поглотителя. При этом регенерированный в десорбере поглотитель сбрасывают в канализацию, а в абсорбер подают свежий поглотитель.

Условия, благоприятные для десорбции, противоположны условиям, способствующим абсорбции. Для осуществления десорбции над раствором должно быть заметное давление компонента, чтобы он мог выделяться в газовую фазу. Поглотители, абсорбция в которых сопровождается необратимой химической реакцией, не поддаются регенерации путем десорбции. Регенерацию таких поглотителей можно производить химическим методом.

Области применения абсорбционных процессов в химической и смежных отраслях промышленности весьма обширны. Некоторые из этих областей указаны ниже:

Получение готового продукта путем поглощения газа жидкостью. Примерами могут служить: абсорбция SO₃ в производстве серной кислоты; абсорбция HCl с получением соляной кислоты; абсорбция окислов азота водой (производство азотной кислоты) или щелочными растворами (получение нитратов) и т.д. При этим абсорбция проводится без последующей десорбции.

Разделение газовых смесей для выделения одного или нескольких ценных компонентов смеси. В этом случае применяемый поглотитель должен обладать возможно большей поглотительной способностью по отношению к извлекаемому компоненту и возможно меньшей по отношению к другим составным частям газовой смеси (избирательная, или селективная, абсорбция). При этом абсорбцию обычно сочетают с десорбцией в круговом процессе. В качестве примеров можно привести абсорбцию бензола из коксового газа, абсорбцию ацетилена из газов крекинга или пиролиза природного газа, абсорбцию бутадиена из контактного газа после разложения этилового спирта и т.п.

Очистка газа от примесей вредных компонентов. Такая очистка осуществляется прежде всего с целью удаления примесей, не допустимых при дальнейшей переработке газов (например, очистка нефтяных и коксовых газов от H₂S, азотно-водородной смеси для синтеза аммиака от CO₂ и CO, осушка сернистого газа в производстве контактной серной кислоты и т.д.). Кроме того, производят санитарную очистку выпускаемых в атмосферу отходящих газов (например, очистка топочных газов от SO₂; очистка от Cl₂ абгаза после конденсации жидкого хлора; очистка от фтористых соединений газов, выделяющихся при производстве минеральных удобрений и т.п.).

В рассматриваемом случае извлекаемый компонент обычно используют, поэтому его выделяют путем десорбции или направляют раствор на соответствующую переработку. Иногда, если количество извлекаемого компонента очень мало и поглотитель не представляет ценности, раствор после абсорбции сбрасывают в канализацию. Улавливание ценных компонентов из газовой смеси для предотвращения их потерь, а так же по санитарным соображениям, например рекуперация летучих растворителей (спирты, кетоны, эфиры и др.).

Следует отметить, что для разделения газовых смесей, очистки газов и улавливания ценных компонентов наряду с абсорбцией применяют и иные способы: адсорбцию, глубокое охлаждение и др. Выбор того или иного способа определяется технико-экономическими соображениями. Обычно абсорбция предпочтительнее в тех случаях, когда не требуется очень полного извлечения компонента. При абсорбционных процессах массообмен происходит на поверхности соприкосновения фаз. Поэтому абсорбционные аппараты должны иметь развитую поверхность соприкосновения между газом и жидкостью. Исходя из способа создания этой поверхности абсорбционные аппараты можно подразделить наследующие группы:

а) Поверхностные абсорберы, в которых поверхностью контакта между фазами является зеркало жидкости (собственно поверхностные абсорберы) или поверхность текущей пленки жидкости (пленочные абсорберы). К этой же группе относятся насадочные абсорберы, в которых жидкость стекает по поверхности загруженной в абсорбер насадки из тел различной формы (кольца, кусковой материал и т. д.), и механические пленочные абсорберы. Для поверхностных абсорберов поверхность контакта в известной степени определяется геометрической поверхностью элементов абсорбера (например, насадки), хотя во многих случаях и не равна ей.

б) Барботажные абсорберы, в которых поверхность контакта развивается потоками газа, распределяющегося в жидкости в виде пузырьков и струек. Такое движение газа (барботаж) осуществляется путем пропускания его через заполненный жидкостью аппарат (сплошной барботаж) либо в аппаратах колонного типа с различного типа тарелками. Подобный характер взаимодействия газа и жидкости наблюдается также в насадочных абсорберах с затопленной насадкой.

В эту же группу входят барботажные абсорберы с перемешиванием жидкости механическими мешалками. В барботажных абсорберах поверхность контакта определяется гидродинамическим режимом (расходами газа и жидкости).

в) Распыливающие абсорберы, в которых поверхность контакта образуется путем распыления жидкости в массе газа на мелкие капли. Поверхность контакта определяется гидродинамическим режимом (расходом жидкости). К этой группе относятся абсорберы, в которых распыление жидкости производится форсунками (форсуночные, или полые, абсорберы), в токе движущегося с большой скоростью газа (скоростные прямоточные распыливающие абсорберы) или вращающимися механическими устройствами (механические распыливающие абсорберы).

Приведенная классификация абсорбционных аппаратов является условной, так как отражает не столько конструкцию аппарата, сколько характер поверхности контакта. Один и тот же тип аппарата в зависимости от условий работы может оказаться при этом в разных группах. Например, насадочные абсорберы могут работать как в пленочном, так и в барботажном режимах. В аппаратах с барботажными тарелками возможны режимы, когда происходит значительное распыление жидкости и поверхность контакта образуется в основном каплями. Из различных типов аппаратов в настоящее время наиболее распространены насадочные и барботажные тарельчатые абсорберы. При выборе типа абсорбера нужно в каждом конкретном случае исходить из физико-химических условий проведения процесса с учетом технико-экономических факторов. Основные размеры абсорбера (например, диаметр и высота) определяют путем расчета, исходя из заданных условий работы (производительность, требуемая степень извлечения компонента и т.д.). Для расчета необходимы сведения по статике и кинетике процесса. Данные по статике находят из справочных таблиц, рассчитывают при помощи термодинамических параметров или определяют опытным путем. Данные по кинетике в значительной степени зависят от типа аппарата и режима его работы. Наиболее надежны результаты экспериментов, проведенных при тех же условиях. В ряде случаев подобные данные отсутствуют и приходится прибегать к расчету или опытам. В настоящее время еще нет вполне надежного метода, позволяющего определять коэффициент массопередачи путем расчета либо на основе лабораторных или модельных опытов. Однако для некоторых типов аппаратов можно найти коэффициенты массопередачи с достаточно большой точностью при помощи расчета или сравнительно простых опытов.

2. ТЕХНОЛОГИЧЕСКАЯ ЧАСТЬ

2.1 Характеристика сырья, готовой продукции и вспомогательных материалов

Тажигали - газонефтяное месторождение находится в Атырауской области <#"554300.files/image006.gif">39,8397,6

2

СН102,6228,6

3

СН259,4223,6

4

изо - СН62,925,2

5

н- СН114,444

6

изо- СН45,2320,4

7

н- СН82,632,7

Сумма

706,93

972,1

Принимаем следующие исходные данные:

- Р=1,41·10 Па давление в аппарате;

коэффициент извлечения пропана при абсорбции = 0,892;

количество этана в жидкости ( в остатке ), уходящей сниза десорбера, не более 4 моль % от количества пропана в этой же жидкости,

число тарелок N= 10, в десорбере N= 10;

температура низа абсорбера 310К;

средняя температура в десорбере 355К;

ключевые компоненты для абсорбции - пропан; для десорбции - этан.

Количество пропана и этана в остатке

Коэффициент извлечения, факторы абсорбции и десорбции.

Найдем количество пропана m(кмоль/л), уходящего с низа десорбера по формуле:

_m = Z( + ), (3.1)

где Z - общий коэффициент извлечения пропана из жидкого и газового питания аппарата.

Величину общего коэффициента извлечения пропана определяем по формуле:

Z=; (3.2)

= , (3.3)

Константы фазового равновесия определяем по графику Кремсера:

 = 2,6 при 355К и 1,41·10Па

 = 5,6 при 355К и 1,41·10Па

Z = 0,892 = 0,816;  =  = 0,464

Тогда,

m=0,816 (259,4+223,6 )=394,13 кмоль/ч.

Присутствие этана в остатке нежелательно, поэтому допустимое количество m находим:

_m 0,03_m, (3.4)

_m= 0,03· 394,13 = 11,8 кмоль/ч

.Коэффициент извлечения пропана при абсорбции определяем по формуле:

 = , (3.5)

Для этого найдем фактор абсорбции пропана по диаграмме Кремсера А=1

Тогда из соотношения А = А найдем фактор абсорбции этана при Т=310К.

А=1 · = 0,4

Зная N=10 и А=0,4 определим коэффициент извлечения при абсорбции =0,39.

. Определим коэффициент извлечения этана при десорбции.

Исходя =0,962 определим фактор десорбции этана S=1,26

Определим фактор десорбции пропана:

S = S = (1, 26· 2, 6 ) / 5,6 = 0,585

Отсюда =0,585

Находим коэффициент извлечения пропана:

=  = 0,885

 = 0,885 незначительно отличается от принятой.

Проверим величины Z, m и m и сравним с ранее вычисленными.

Z = 0,885· = 0,805

Далее:

_m = 0,805 · (259, 4 + 223,6 ) = 388,8 кмоль/ч

Расхождение составляет 0,98 %, что незначительно.

Кроме того, получается: _m = 0,03 · 338,8 = 10,16 кмоль/ч

Принятое =0,892 соответствует расчетам.

Определим фактор абсорбции для всех углеводородов:

А = А или А = А, (3.6)

и фактор десорбции, S = S

Результаты расчетов A и S для всех углеводоров сводим в таблицу 3.2.

Таблица 3.2

Фактор абсорбции компонентов

Компоненты	Абсорбция при =310К			Десорбция при =355К
	АS
CH140,10,1163,61,0
CH350,40,395,61,260,962
C1,41,00,892,60,5850,585
изоСН1,11,270,982,10,470,47
н-СН0,81,751,01,80,410,41
изоСН0,632,221,01,40,320,31
СН0,52,81,01,20,270,27

Материальный баланс абсорбции и десорбции

Количество газа, поступающее под нижнюю тарелку абсорбера, складывается из количеств углеводородного газа питания аппарата и углеводородов, отогнанных в десорбере:

=, (3.7)

где - суммарное количество углеводорода поступающего под нижнюю тарелку абсорбера в газовой фазе, кмоль/ч; - количество десорбированных углеводородов.

= , (3.8)

где, - количество каждого углеводорода в жидкой фазе, поступающей в десорбер.

= , (3.9)

По формуле: =  определяют количество поглощенных абсорбентом углеводородов, покидающих абсорбер в жидкой фазе.

Количество каждого углеводорода в сухом газе покидающих абсорбционную часть аппарата по формуле:

=, (3.10)

Количество углеводородов покидающих десорбер в жидкой фазе  и необходимо знать  для каждого углерода:

= · ( 1·), (3.11)

С учетом фактора абсорбции по пропану можно определить количество свежего абсорбента:

А = , (3.12)

Отсюда: La = A

где, - количество поглощенных углеводородов в жидкой фазе, кмоль/ч; - суммарное количество газа, поступающего в абсорбер, кмоль/ч.

L_a = 1·1,4· 2202 - 1357,5 = 1725,3 кмоль/ч.

Составы и молекулярные массы потоков фракционирующего абсорбера.

Средняя молекулярная масса любого газового потока определяется:

= , (3.13)

где - мольная доля і-го компонента в соответствующем газовом потоке.

=0,257·16+0,198·30+0,284·44+0,053·56+0,095·56+0,039·58+0,069·58=37,32

Средняя молекулярная масса газообразного сырья абсорбционной части ().

Определим среднюю молекулярную массу поглощенных углеводородов.

=0,036·16+0,15·30+0,516·44+0,091·56+0,115·56+0,036·58+0,056·58=44,65

Таблица 3.3

Средние молекулярные массы потоков

№	Поток	Обозначение потока	или
1	Сырой газ (газовая фаза сырья)	30,88
2	Газовое сырье абсорбционной части	=37,32
3	Сухой газ	24,24
4	Тощий абсорбент	La	125
5	Поглощенные углеводороды	53,86
6	Насыщенный абсорбент, покидающий абсорбционную часть	+ La86,9
7	Жидкость на верху десорбера	54,1
8	Десорбированный газ	51,74
9	Остаток после десорбции	=57,67
10	Жидкость покидающая десорбер	+ La83

Температурный режим десорбера

Расчет температуры десорбера ведется методом постепенного приближения. Приближения при помощи уровнения изотермы паровой фазы, покидающей верхнюю десорбционную тарелку, и согласно справочным данным [2]:

= 1, (3.14)

Задаемся значением температуры Т=315К

Таблица 3.4

Массовые и объемные доли компонентов

Компоненты	при Т=315К и Р=1,41·10Па=
СН0,073120,006
СН0,2452,80,088
СН0,4672,80,467
изоСН0,0631,00,1
нСН0,0920,620,184
изоСН0,025500,052
нСН0,0350,480,1
Сумма	8,000	-	0,9971

Температура низа десорбционной части по изотерме жидкой фазы покидающей низ десорбера.

 = 1, (3.15)

При Т=360К

Средняя температура в десорбере:

Т = = 337,5

Таблица 3.5

Равновесный состав системы

Компоненты	при Т = 360К и  Р = 1,41 · 10Па=
СН0150,000
0,18840,047
0,0471,90,025
изо0,0851,40,062
н 0,0351,20,029
изо СН0,0631,00,063
н СН0,0630,70,100
абсорбент	0,582		0,582
Сумма	1,000		1,000

Тепловой баланс абсорбера

Уравнение теплового баланса абсорбера имеет следующий вид:

= , (3.16)

Определяем теплоту конденсации при:

Р=1,41·10Па и сводим в таблицу 6.6.

Таблица 3.6

Теплоты конденсации компонентов

Компоненты	изонизон
Теплота конденсации кДж/кг	411	356	287	270	263	237	235

Найдем среднюю мольную теплоту конденсации по формуле:

=, (3.17)

= 411 · 16 · 0,036 + 356 · 30 · 0,15 + 0,516 · 44 · 287 + 56 · 0,091 · 270 + 56· · 263 · 0,115 + 0,036 · 58 · 237 + 235 · 58 · 0,056 = 12682,56 кДж/кмоль.

Количество тепла, выделяющегося при абсорбции:

Q = = 12682 · 1357,62 = 17218,097кДж/ч = 17,2·10³ Дж/ч=4782кВт.

Количество тепла, которое надо отвести от абсорбента:

Q= 29554 - 26401 = 3153 кВт.

Таблица 3.7

Тепловой баланс

Обозначение потока      Кол-во кмоль/час              Молек. масса      Кол-во кг/час      t, КЭнтальпия

кДж/кгОбозн.

потокаКол-во тепла, кВт
Приход
972,130,88300182984824019
122951,7463588,463154968761
La	1725,3	125	215662,5	298	280	16774
Сумма	3926,4		309268,9				29554
Расход
La	1725,3	125	215662,5	310	326	19530
844,6524,24204752984332463
1357,653,8673130,53102174408
Всего	3927,5		309268				26401						3153
Сумма							29554

Тепловой баланс десорбера

Уравнение теплового баланса десорбера:

, (3.18)

Q вносится в десорбер парами пропана и бутана. Эти пары выделяются из нижнего продукта десорбера, при его частичном испарении ( Т= 360 С) в кипятильнике.

Средняя температура в десорбере:

Т = = 337,5К

Средняя теплота испарения пропана и бутана r = 275 кДж/кг.

Найдем количество паров:

= 243713,45 кг\ч.

Из таблицы 3.8 =18617 кВт

Таблица 3.8

Обозн. потока	Кол-во кмоль/ч	Молек. масса	Кол-во кг/ч	Т ( К )	Энтальпия кДж/кг	Обозн. темп. потока	Кол-во тепла  кВт
Приход
204154,1110418,13102166625
La	1725,3	125	215662,5	310	326	19529
По разн. с расходом						18617
Сумма	3766,3		326080,6				44771
Расход
122951,7463588,463154968761
81257,6746828,043604155398
La	1725,3	125	215662,5	360	511	30612
Сумма	3766,3		326079				44771

Число практических тарелок.

Число практических тарелок в абсорбционной части определяется по формуле:

, (3.19)

где N - число теоретических тарелок; - КПД практической тарелки абсорбера. = 0,5

Тогда: = 29

Определим число практических тарелок в десорбере.

, (3.20)

= 0,5 - работа должна быть более устойчивой, так как десорбер более погружен по жидкости.

= 21 тарелок.

Определение точек отвода абсорбента для промежуточного охлаждения

Избыточное тепло Q, выделяемое в процессе абсорбции, расходуется на нагрев абсорбента и растворенных в нем углеводородов. Если это тепло не будет отводиться, то температура внизу абсорбера Т окажется выше принятой Т = 310К. Ее можно определить из уравнения теплового баланса:

, (3.21)

Тогда:

= + 318 = 360 кДж/кг.

По графику определяем: Т = 342К.

Тепло Q отводится за счет промежуточного охлаждения абсорбента.

Абсорбент необходимо выводить с той очередной і-й, считая сверху, тарелки, на которой его температуре Т станет равной или немного больше принятой ранее максимальной температуры абсорбции Т = 310К. Охлажденный от температуры Т до его начальной температуры Т = 303К, абсорбент возвращается на () -го тарелку и направляется на повторное охлаждение при новом предельном повышении температуры абсорбента. Очевидно, последней ступенью охлаждения должна считаться та, после которой абсорбент, стекающей с нижней, в нашем случае с 11-го на 12. Тарелка абсорбера будет иметь температуру Т = 310К.

Коэффициент сокращения количества газа по высоте абсорбера:

, (3.22)

где  Г - коэффициент сокращения количества газового потока при переходе от тарелки к тарелке; - количество газа, прошедшего ( і+1)-ю тарелку и поступившего под і-ю тарелку.

Получим:

Г=(= 0,971

Количество насыщаемого абсорбента, стекающего с і-ой на (і+1)-ю тарелку, рассчитывается согласно материальному балансу по выражению:

, (3.23)

В таблице 3.12 приведен расчет количества жидкости стекающей с тарелок абсорбера.

Например, количество жидкости, с первой сверху тарелки, равно:

= 1725,3 + (869,87 - 844,65) = 1750,5

Таблица 3.9

№ тарелки
1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 24 25 26 27 28 29 30	844,65 869,87 895,85 922,61 950,17 978,54 1007,77 1037,87 1068,86 1100,79 1133,66 1167,5 1202,39 1238,3 1275,3 1313,4 1352,6 1393,0 1431,6 1477,4 1521,5 1566,9 1613,7 1661,9 1711,6 1762,7 1815,4 1869,6 1925,4 1982,9	25,22 51,2 77,96 105,52 133,89 163,12 193,12 224,21 256,14 289,01 322,85 357,74 393,65 430,65 468,75 507,95 548,35 586,95 632,75 676,85 722,25 769,05 817,25 866,95 918,05 970,75 1024,95 1080,75 1138,25 1196,35	1750,5 1776,5 1803,26 1830,82 1859,19 1888,42 1918,52 1949,51 1981,44 2014,31 2048,15 2083,04 2118,95 2155,95 2194,05 2233,25 2273,65 2312,25 2358,05 2402,15 2447,55 2494,35 2542,55 2592,25 2643,35 2696,05 2750,25 2806,05 2863,55 2921,65

Изменение средней молекулярной массы насыщаемого абсорбента по высоте абсорбционной части.

Вычислим по правилу аддитивности среднюю молекулярную массу насыщенного абсорбента на каждой из всех двадцати тарелок по выражению:

, (3.24)

где М - средняя молекулярная масса насыщенного на і-й тарелке; М - средняя молекулярная масса тощего абсорбента; М - средняя молекулярная масса поглощенных углеводородов; Х - мольная масса тощего абсорбента La в насыщенном (+ La), стекающем с і-й тарелки.

Средняя молекулярная масса насыщенного абсорбента, стекающего с первой сверху тарелки абсорбера, равна:

М = 125 · = 123,9

М = 125 · = 122,9

М = 121,9 М = 120,02 М = 117,83

М = 121,04 М = 119,05 М = 116,8

М = 115,84 М = 114,6 М = 113,9

М = 112,76 М = 111,48 М = 110,77

М = 110,13 М = 108,88 М = 107,77

М = 106,73 М = 105,8 М = 104,85

М = 104,26 М = 103,15 М = 102

М = 101,5 М = 100,3 М = 99,5

М = 98,9 М = 97,86 М = 96,2

М = 95,88

Температура на тарелках абсорбера.

На основе предположения, что изменение температуры по высоте абсорбера, пропорционально сокращению газового потока при переходе от тарелки к тарелке, для определения температуры абсорбента на любой і-й тарелке используем соотношение:

, (3.25)

Откуда,

Т

Таким образом

Т = 342 - 0,029 (2022 -)

Температура жидкости, поступающей на первую тарелку:

Т = 342 - 0,03 (2202 - 844,65) = 303К

Температура жидкости на последующих тарелках:

Т= 302,04К Т=308,96К Т=317,7К Т=328,8К

Т=302,82К Т=309,95К Т=318,8К Т=330К

Т=303,6К Т=310,9К Т=320,3К Т=332К

Т=304,45К Т=312К Т=321,6К Т=333,7к

Т=305,3К Т=313К Т=323К Т=335,4К

Т=306,2К Т=314К Т=324К Т=337,17К

Т=307К Т=315,3К Т=325,8К

Т=308К Т=316,5К Т=327,3К

Если абсорбент вывести при Т=310,9К и охладить до Т=303К, то количество тепла снимаемого при этом в промежуточном холодильнике:

, (3.25)

Q = 2048,15 · 113,9 · ( 318 - 296 ) = 1426 кВт

В результате охлаждения Т = 342К снизится до Т

Определим энтальпию для Т

 =  = 320,7 кДж/кг

что соответствует Т=320К, которая превышает Т=310К

Необходимо II ступень охлаждения

Т, (3.26)

Т = 320 - 0,013 · (2202 - ), (3.27)

Т= 310,5К

Q = 2358,05 · 105,8 · ( 312 - 296 ) = 1108 кВт

q = 296 +  = 315,5кДж/кг

для Т=310К

Полученная температура низа абсорбера мало отличается от ранее принятой.

Двухступенчатое охлаждение абсорбента позволяет поддерживать внизу абсорбера назначенную вначале расчета температуру.

Диаметры абсорбера и десорбера

Наиболее нагружено по газу сечение абсорбера под его нижней тарелкой. Диаметр абсорбера ( в м.) в этом сечении:

, (3.28)

Величина G определяется выражением:

G = 2202 · 37,32 = 82178,6 кг/ч

Скорость газов по уровнению Саудерса и Брауна определяется уровнением:

U= 1,20·0,305·С ·

Плотность газа:

 = 20,68 кг/м3

Плотность жидкости находим по формуле Крэга:

 = 0,682

В пересчете на температуру, Т = 310К, = 633,5 кг/м

Приняв расстояние между тарелками h= 450 мм, по таблице (3.9) определяем коэффициент С=412

Тогда, U = 1,2 · 0,305 · 412 · = 16975,4 кг/(м*ч)

D =  = 2,48 м

Согласно нормальному ряду диаметров по ГОСТ 9617 - 61 принимаем диаметр абсорбера D = 2,6м

Диаметр десорбера, как и абсорбера, определяется по наиболее нагруженному газами сечению. Количество газа в верхнем и нижнем сечении десорбера соответственно равно :

G = 1229,7 · 51,74 = 63624,68 кг/ч

G = 243713 кг/ч

Таким образом, диаметр рассчитываем по нижнему сечению десорбера:

D, (3.28)

где U - массовая скорость газов в сечении под нижней тарелкой десорбера, кг/(м∙ч).

Пропускная способность выбранных нами тарелок на S-образных элементов равна пропускной способности тарелок с круглыми колпачками. Поэтому скорость газов определим по урaвнению Саудерса и Брауна, записанному так:

U, (3.30)

где ρ и ρ - соответственно плотность газа и жидкости в рабочих условиях низа десорбера ( = 1,37 · 10 Па, Т = 400К), кг/м

По содержанию пропана и бутана в остатке десорбера несколько упрощенно определяем среднюю молекулярную массу их смеси, подаваемой в низ десорбера:

М = 53,5

Тогда,

 = 25,6 кг/м3

По формуле Крэга находим плотность жидкости, покидающей десорбер:

 = 0,672

где М- молекулярная масса жидкости покидающей десорбер.

В пересчете на температуру Т = 360К, плотность  = 652 кг/м.

Приняв расстояние между тарелками h = 650 мм по таблице (3.12), определяем коэффициент с = 800.

Тогда, U = 30744

D = 3,17м

Согласно нормальному ряду диаметров по ГОСТ 9617-61, принимаем диаметр десорбера D = 3,2 м.

Высота аппарата

Полезная высота аппарата:

H, (3.31)

где h - высота над верхней абсорбционной тарeлкой, м; h - высота, занятая тарелками абсорбера, м; h - расстояние между нижней тарелкой абсорбера и верхней тарелкой десорбера, м; h - высота, занятая тарелками десорбера, м; h - высота, нижней частей десорбера, м.

Высоту над верхней абсорбционной тарелкой с учетом расположения отбойного устройства примем в три раза большей расстояния между тарелками в абсорбере:

h = 3 · h = 3 · 0,45 = 1,35

Высота, занятая абсорбционными тарелками:

h = ( 29 - 1 ) · 0,45 = 12,6

Примем расстояние между нижней абсорбционной и верхней десорбционной тарелками равным h = 2м.

Высота, занятая десорбционными тарелками:

h = ( 21 - 1 ) · 0,65 = 13 м.

Примем высота нижней части десорбера h = 3м.

Тогда, H= 1,35 + 12,6 + 2 + 13 + 3 = 31,95 м.

Гидравлический расчет клапанной тарелки

Общее гидравлическое сопротивление складывается:

, (3.32)

. Перепад на сухой тарелке.

, (3.33)

, (3.34)

Определим секундный расход газа:

 = 1,079 м/сек.

Определим сечение 1 отверстия под клапаном:

 = 0,000962 м.

Тогда,  = 4,67 м/с.

Плотность газа: = 20,68 кг/м

Тогда, · 20,68 = 566 Па.

. Определим перепад давления, необходимый для определения сил поверхностного натяжения жидкости.

 = 5 Па.

 = 2а = 2 · 0,012 = 0,024 м.

. Перепад давления, необходимый для преодоления сопротивления столба жидкости на тарелке.

, (3.35)

Определим часовой объем жидкости, стекающей с нижней тарелки.

Q =  = 434,8м/ч.

= 818,5 Па.  = 566 + 5 + 818,5 = 1389,5 Па.

Для клапанных тарелок K= 0,5.

Определение гидравлического сопротивления тарелки из S-образных тарелок

Определим количество газа под верхней тарелкой, зная количество газа покидающих верхнюю тарелку.

 = 0,629 м/с.

Определим скорость газа.

 = 1 м/с.

Плотность газа:

 = 26,4 кг/м

Тогда,

 = 264 Па.

Перепад для преодоления сопротивления столба жидкости.

, (3.36)

= 0,04 м.

где,

q = = 51.6 м/(м·ч)

 = 0,578

Тогда,

= (0,04 + 0,027) · 578 · 9,81 = 380 Па

 = 56 Па

Общий перепад давления на 5 - тарелке:

Р = 56 + 380 + 264 = 700 Па.

3.3 Расчет вспомогательного аппарата

Вспомогательным аппаратом является кипятильник (испаритель), предназначенный для нагрева и испарения жидкости покидающей десорбер, с целью практический полного извлечения всех растворенных компонентов в десорбере.

В результате расчета необходимо определить его поверхность теплообмена и количество греющего пара (горячим теплоносителем является водяной пар).

Исходные данные к расчету получены были ранее, в результате расчета адсорбционной колонны.

Тепловая нагрузка испарителя

Эта величина определяется из уровнения теплового баланса испарителя.

 

( l_m + L_a + V ) q_т1 + Q_р = ( l_m + L_a ) q_т2 + V · q_т, (3.37)

Для определения расхода тепла в испарители рассматриваем тепловой баланс в соответствии со схемой потоков ( см. рис.1).

Здесь соответствующие потоки и их молекулярные массы и энтальпия при заданных температурах берутся из данных таблицы 6.11.

Из уравнения теплового баланса часовой расход тепла равен:

 

Q_р= ( l_m + L_a ) q_т2 +V · q_т - ( l_m + L_a + V ) q_т1, (3.38)

Энтальпия потоков определяем по графику [5] и по таблицам приложений 2 и 3 [5, стр. 329].

q_т1 = q₃₅₅ = 185 · 83 = 15355 кДж/кмоль

q_т2= q₃₆₀ = 200 · 83 = 16600 кДж/кмоль

q₃₆₀= 544 · 53,5 = 29104 кДж/кмоль

Таким образом получим:

Q_р=((812+1725)·16600+198·29104)-812+1725+198)·15355=5,8910⁶кДж/100кмоль

Число молей сырья, подаваемого в колонну: G₁ = 1674,7кмоль/ч.

Часовой расход тепла в испарителе:

Q_р = Q_р·(G₁/100)=5,89·10 6·(1674,7 / 100)=98,6·10⁶ кДж/ч=2739 кВт.

Расход греющего пара

В качестве горячего теплоносителя в испарителе используется водяной пар.

Флегма, поступающая в испаритель, нагревается от Т₁ = 355К до Т₂ = 360К и частично испаряется за счет тепла конденсации водяного пара.

На основе данных промышленной эксплуатации аналогичных испарителей и с целью обеспечения достаточного температурного напора при теплопередаче принимаем следующие параметры греющего пара:

) давление Р = 785 · 10³ Па;

) температура Т_s = 443 К

) теплота конденсации = 2049,5 кДж/кг.

Расход пара определим из следующего равенства:

 

Z = Q · р\ r·т, (3.39)

где т = 0,95 коэффициент удерживания тепла.

Z = (2739· 3,6 · 10 3 ) / ( 2049,5 · 0,95 ) = 5064 кг/ч.

Температурный напор по поверхности нагрева испарителя

Температура горячего теплоносителя - конденсирующегося водяного пара - остается неизменной и равной Т_s = 443 К. Следовательно, температурный напор в испарителе будет одинаковым по всей его поверхности и равным.

Т = Т_s - Т₂ = 433 - 383 = 60К

Коэффициент теплоотдачи α со стороны кипящей флегмы

Для пузырькового режима кипения жидкости в большом объеме α можно определить по следующей зависимости, предложенной Кружимным:

α = 7,77 · 10^-2 (ρ)^0,033 ·(σ)^0,33, (3.40)

где ρ - соответственно плотности паровой и жидкой фаз, (кг/м³); σ - поверхностное натяжение на границе раздела между жидкостью и паром, (Н/м или кг/с²); λ- теплопроводность жидкости, (Вт/(м · К)); q - теплонапряжение поверхности нагрева, (Вт/м₂).

Все физические параметры в формуле определяются при температуре кипения флегмы.

Т_s = Т₂ = 360К

Плотность паровой фазы определим по уравнению Менделеева - Клапейрона:

Т_о = 273 К; Р = 1,47 · 10⁶ Па - давление в испарителе; Р = 98,1 · 10 3 Па.

Имеем,

ρ = МVR / 22,4 = 53,5 / 22,4 = 2,39 кг/м³.

После подстановки всех величин в формулу получим:

ρ = 2,39 · (273/360) · (1,47 · 10⁶) / (98,1 · 10³) = 27 кг/м³

Относительную плотность жидкости (остатка) можно определить по формуле:

ρ_ост = (0,590 · М - 6,479) / (0,693 · М + 7,581 )

где, М = 83

Получим:

ρ = (0,590 · 83 - 6,479) / (0,693 · 83 + 7,58 ) = 0,85

Теплоту парообразования найдем как разность энтальпии паровой и жидкой фаз.

r = q_т2 - q_т2 = 544 - 200 = 344 кДж/кг

По значению по графикам находим

Т₂ = 360; ж = 547 кг/м³

Т = 288; ж = 602 кг/м³

Поверхностное натяжение (в Н/м) на границе раздела пар-жидкость определим по формуле Этвита:

σ = (21,2 · 10 -6 ) / (( М / ρ_ост)^2/3 ) · ( Т_кр - Т_s ), (3.41)

где, М = М = 83 - средняя молекулярная масса остатка; ρ_ост = 547 кг/м³ - плотность остатка при температуре Т₂ = 360 К; Т_кр - критическая температура остатка.

Т = 360 К; Т₂ = 7 К.

Найдем Т_кр.

Т_кр = х₁ · Т_кр1 + х₂ · Т_кр2 + х₃ · Т_кр3 + х₄ · Т_кр4 + х₅ · Т_кр5

где

Т_кр1 = 369,8 К (С₃Н₈) Т_кр4 = 407,5 К (изо-С₄Н₁₀)

Т_кр2 = 417,7 К (н-С₄Н₈) Ткр5 = 425 К (н-С₄Н₁₀)

Т_кр3 = 419,2 К (н-С₄Н₈)

Значения х₁, х₂, х₃, х₄, х₅ - мольных долей компонентов в остатке (см. таблицу 6)

Получим:

Т_кр=0,49·369,8+0,13·417,7+0,177·419,2+0,067·407,5+0,136·425=394,8

Подставляем найденные величины в формулу Этвита, получим:

σ = ( 21,2 · 10^-6 ) / (( 83 / 547 )^2/3) · ( 394,8 - 360 - 7 ) = 2,046 · 10^-3 Н/м

Коэффициент теплопроводности жидкости (остатка) вычислим по формуле:

λ = 0,1346/288·(1-0,00047·Т₂)=0,1346/0,602·(1-0,00047·360)=0,180Вт/(м·К)

Коэффициент динамической вязкости жидкости как для смеси неоссоциорованных жидкостей можно определить по формуле:

μ = μ₁ + μ₂ + μ₃ + μ₄ + μ₅, (3.42)

где μ₁, μ₂, μ₃, μ₄, μ₅ - коэффициенты динамической вязкости компонентов жидкости.

Значение в зависимости от температуры можно определить с помощью уровнения Сатерланда и Фроста [7]

Значения для компонентов жидкости находим согласно графических данных из [8]:

μ₁ = 7,502 · 10^-6 Па·сек;

μ₂ = 7,3 · 10^-6 Па·сек

μ₃ = 6,7 · 10^-6 Па·сек

μ₄ = 6,835 · 10^-6 Па·сек

μ₅ = 6,3 · 10^-6 Па·сек

Соответственно значение С:

С₁ = 258,8; С₂ = 292,4; С₃ = 293,4; С₄ = 285,2; С₅ = 297,5

Для пропана коэффициент будет равен:

μ = 7,502·10^-6(273+258,8) / (360+258,8)·(360 / 273)^1,5 = 95,6·10^-6 Па·сек.

Соответственно для остальных компонентов:

μ₂ = 93,1 · 10^-6 Па·сек

μ₃ = 85,3 · 10^-6 Па·сек

μ₄ = 8 · 10^-6 Па·сек

μ₅ = 80,2 · 10^-6 Па·сек

Теперь находим коэффициент динамической вязкости для жидкого остатка в испарителе:

μ=0,49·95,6·10^-6+0,13·93,1·10^-6+0,177·5,3·10^-6+0,067·87,1·10^-6+0,136·80,2·10^-6=1,95

Откуда, μ = 89,1 · 10^-6 Па·с

Теплоемкость жидкой фазы найдем по формуле:

С_рж=1/(0,762+0,0034Т₂)=1/(0,762+0,034·360)=2,56кДж/кг·К=2560 Дж/(кг·К)

Подставляя все найденные значения в формулу для α получим:

α=7,77·10^-2·((27·344·10³)/(547-27))^0,033·(547/(2,046·10^-3))^0,33·(0,180^0,75)/ /((89,1·10^-6) ^0,45·2560^0,12·360 ^0,37 ) · q^0.7 = 4,51·q ^0,7 Вт/м^2·К

Таким образом, в зависимости от теплонапряжения поверхности нагрева испарителя коэффициент теплоотдачи со стороны флегмы будет выражаться формулой: α = 4,51·q ^0,7

Коэффициент теплоотдачи α₁ со стороны конденсирующегося

водяного пара

Для определения коэффициента 1 используем формулу [8]

α₁ = 1,36 ·Аq ^0,5 · l ^0,35 · d_в^-0,25

где А = ( Т_ср ) - коэффициент, зависящий от средней температуры конденсата и определяемый по графику [5, стр. 151]; q - теплонапряжение поверхности нагрева испарителя; l - длина трубы, м; d_в - внутренний диаметр трубы, м.

Средняя температура конденсата равна:

Т_ср = 0,5 · ( Т_s + Т₁), (3.43)

где Т_s - температура насыщенного пара; Т₁ - температура стенки со стороны конденсирующегося пара.

Т₁ мало отличается от Т_s, поэтому принимаем Т_ср = Т_s = Т₁

По графику [5, стр. 151] при Т_ср = 443 К; А = 6,2.

Тогда,

α₁ = 1,36 · 6,2 · 0,02^-0,25 · 6 0,35 · q = 41,99 q Вт/(м²·К)

Коэффициент теплопередачи

С учетом тепловых сопротивлений стенки и загрязнений ее обеих поверхностей коэффициент теплопередачи определим из уравнения:

К = 1 / ( 1 / α₁ +δ _ст / λ_ст + δ₁ / λ₁ + δ₂ / λ₂ + 1/α₂ ), (3.44)

где δ_ст = 0,0025 м - толщина стенки трубы; λ_ст = 33,53 Вт/(м · К) - коэффициент теплопроводности материала стенки трубы; δ₁/λ₁=0,000215 (м²·К)/Вт - тепловое сопротивление загрязнения внутренней поверхности труб; δ₂/λ₂ = 0,0006 (м²·К) - тепловое сопротивление загрязнения наружной поверхности трубы.

Тогда,

К= 1/(1/1 + 0,0025/33,53 + 0,000215 + 0,0006 + 1/2 ) = 1/(1/1+1/2+0,00089)

Так как λ₁ и λ₂ являются функциями теплонапряжения q, величина которого неизвестна, то вычисление ведем методом постепенного приближения. Задаемся различными значениями q и для каждого из них находим λ₁, λ₂, и Т_ср. Результаты расчетов сведены в таблицу. По данным таблицы строим график зависимости q - Т_ср, называемой нагрузочной характеристикой испарителя. Зная, что в рассчитываемом испарителе средний температурный напор Т_ср=60 К, находим по графику рисунка 1.1. Соответствующее теплонапряжение поверхности нагрева q= 54000 Вт/м².

К = q/Тср = 54000/60 = 900 Вт/(м²·К)

Поверхность теплообмена испарителя

Расчетная поверхность теплообмена:

F_р = Q_р \q = 2739000 / 54000 = 50,7 м²

По нормали принимаем испаритель с паровым пространством типа 800.16/16. Поверхность теплообмена F = 51 м², один трубный пучок из 134 трубок диаметром 25х2,0 мм и длиной 6 м двухходовый с U-образными трубками, с коническим днищем. Температура на внутренней поверхности трубы. Эту температуру можно определить из уравнения:

Т₁ = Т_s - q·(1 / α₁ + δ₁ / λ₁), (3.45)

Здесь T_s = 443К

α₁ = 42 · q ^0,5 = 42 · (54,0 · 10 ³) ^0,5 = 9760 Вт/(м²·К)

δ₁ /λ₁ = 0,000215 (м²·К)/Вт

Т₁ = 443 - 54,0 · 10³ (1 / 9760 + 0,000215) ≈ 426К

Следовательно, средняя температура конденсата:

Т_ср = 0,5 · (443 + 426) = 434К

При определении коэффициента теплоотдачи α₁ значение параметра А было взято при Т_s = 443 К. Как видно Т_ср меньше Т_s примерно на 2 %, что находится в пределах точности технического расчета.

4. КОНТРОЛЬНО - ИЗМЕРИТЕЛЬНЫЕ ПРИБОРЫ И АВТОМАТИЗАЦИЯ УСТАНОВКИ

Под автоматизацией производства понимается такая система применения приборов, устройств, механизмов и аппаратов, при которой производственный процесс протекает по заранее заданному технологическому режиму без непосредственных физических усилий человека, а лишь под его контролем. При этом из сферы производства не вытесняется труд человека, но он приобретает новое качество - становится более сложным и содержательным.

Автоматизация призводства является высшей формой развития призводственных процессов и по мере их усложнения и ускорения становится технически необходимым. Вместе с тем автоматизация является средством повышения безопасности и улучшения гигиенических условий труда. Конечной целью автоматизации является создание полностью автоматизированных производств, где роль человека сводится к составлению режимов и программ технологических процессов.

4.1 Описания функциональной схемы автоматизации установки ГФУ

В процессе газофракционирования контролируются следующие парамерты:

. Расход газоконденсата т.е сырья, также соотношение расходов сырья и абсорбента, идущих в фракционирующий абсорбер 1, расход кубового остатка идущий в ректификационную колонну 5.

. Давление в фракционирующем абсорбере 1, давлние регулируется за счет расхода сухого газа выходящего из абсорбера. А также контролируется давление в ректификационных колоннах 5, 8, 11, 16, 27, 33. За счет выхода пропана, изо - бутана, пентан - гексановой фракции.

. Температуру в фракционирующем абсорбере 1. С понижением температуры увеличивается значение фактора абсорбции и коэффициента извлечения компонента. Также конторлируется температура в трубопроводе.

. Уровень кубового остатка в абсорбере 1, в ректификационных колоннах 5, 8, 11, 16, 27, 37 и в емкости 6.

.2 Автоматическое регулирование параметров

1. Расход газоконденсата, абсорбента и кубового остатка измеряются диафрагмой камерной ДК 16, которая передает сигнал дифманометру расходамерному ДСП 3 с выходным сигналом от 20 до 100 кПа. Этот сигнал воспринимается пневматическим вторичным прибором ПВ 10.1.Э, показывающий и регистрирующий на диаграмной ленте.

. Температура в аппаратах не должна отклоняться от заданных технологическим регламентом. Температура измеряется термометром сопротивления с медным чувствительным элементом ТСМ, с пределами измерения от - 50 ⁰С до + 200 ⁰С. Сопротивления ТСМ преобразуется нормирующим преобразавателем Ш - 704 в токовой сигнал (0 - 5 и 4 - 20 мА) и (0 - 10 В). Этот сигнал воспринимается пневматическим вторичным прибором ПВ 10.1.Э, показывающий и регистрирующий на диаграмной ленте. Со вторичного прибора сигнал идет на устройство регулирующее пневматическое пропорционально - интегральное ПР 3.31, которое подает команду мембранному исполнительному механизму МИМ об откырии или закрытии клапана.

. Уровень в колоннах и в емкости измеряется уравномером поплавковым УДУ - 10, который подает команду мембранному исполнительному механизму об открытии или закрытии клапана выпуска жидкости из аппарата.

. Давление измеряется манометром сильфонным пневматическим, с выходным сигналом от 20 до 100 кПа. Этот сигнал воспринимается вторичным пневматическим прибором, показывающий на диаграмной ленте ПВ 10.1. Э. От него сигнал идет на устройсво регулирующее пневматическое пропорционально - интегральное ПР 3.31, которое подает команду мембранному исполнительному механизму об открытии или закрытии клапана.

Таблица 4.1

Таблица параметров контрольно - измерительных средств

№  n.n	Аппарат или технологич. поток	Контролируе-мый параметр	Требуемый регламент		Класс точности	Периодичное измерение	Местный контроль	Регистрация, запись	Звукавая сигнализация	Световая сигнализация	Центролизован-ный контроль	Регулирование или управлен	Интегри- рование
			Номин значен. парам.	Отклон значен. парам.
1	2	3	4	5	6	7	8	9	10	11	12	13	14

1.  2.  3.  4.  5. 6  Трубопровод Трубопровод Фракционир Абсорбер1 Фракционир Абсорбер1 Фракционир Абсорбер1 Фпакционир Абсорбер1          F,расход м³/r  FF соотношение Р, МПе добавление Т,⁰С Температура Т,⁰С Температура L, мм уровень             312,6  2:1  1  37  97 4000            

0,1

,1

,1

,1

,1

,5пост

пост

пост

пост

пост

пост-

+

+

+

+

+

+-

-

+

+

+

+

+

++

+

+

+

+

+-

-

7.  8.  9.  10.  11.  12.  13.   14.  15.6.          Трубопровод  Ректификац. колонна 5 Ректификац. колонна 5 Емкость 6  Ректификац. колонна 8 Ректификац. колонна 8 Трубопровод   Пропановая колонна 11 Пропановая колонна 11 Ректификац. колонна 16        F, м³/ч расход Р, МПа давление L, мм уровень L, мм уровень Р, МПа давление L, мм уровень Т, ⁰С температура  Р, МПа давление  L, мм уровень Р, МПа давление               47,7  1,2  4000  4000  1  4000  70  1,4  4000  1,2   

-0,1  0,1  0,5  0,5  0,1  0,5  0,1  0,1  0,5  0,1пост  пост  пост  пост  пост  пост  пост   пост  пост  пост-  -  -  -  -  -  -  -  -  -+  +  +  +  +  +  +  +  +  +-  -  -  - -   -  -  -  -  --  -  -  -  -  -  -  -  -  -+  +  +  +  +  +  +  +  +  ++  +  +  +  +  +  +  +  +  +-  -  -  -  -  -  -  -  -  -

17.  18.  19.  20.   21.  22.   23.  24.   25.    Ректификац. колонна 16 Ректификац. колонна 27 Ректификац. колонна 27 Ректификац. колонна33  Ректификац. колонна 33 Трубопровод   Трубопровод  Трубопровод   Трубопровод     L, мм уровень Р, МПа давление L, мм уровень Р, МПа давление L, мм уровень F, м³/ч Расход изобутана F, м³/ч расход н. бутана F, м³/ч расход н. пентана F, м³/ч расход гексана    4000  0,9  4000  0,95  4000  15,7   20,11  14,7   23,02           

0,5

,1

,5

,1

,5

,1

,1

,1

0,1пост  пост  пост  пост   пост  пост   пост  пост   пост-  -  -  -  -  -   -  -   -+  +  +  +  +  +   +  +   +-  -  -  -  -  -   -  -   --  -  -  -  -  -   -  -   -+  +  +  +  +  +   +  +   ++  +  +  +  +  +   +  +   +-  -  -  -  -  -   -  -   -

Таблица 4.2

Спецификация на приборы и средства автоматизации

№ n.n	Номер позиции на схеме	Наименование контролир. параметров	Наименование и характеристика прибора	Тип и  марки прибора	Завод  изготовитель	Кол.
1	2	3	4	5	6	7
1 2 3 4 5 6 7	1 - 1 2 - 1 7 - 1 22 - 1 23 - 1 24 - 1 25 - 1	F (расход)	Диафрагма камерная для трубопроводов с внутренним диаметром 50 - 520 мм. Условное давление 1,6 МПа. Диафрагма изготовлена из стали 12Х18Н10Т	ДК - 16	Иваново - Франковское ПО «Геофиз - прибор»	7.
8 9 10 11 12 13 14	1 - 2 2 - 2 7 - 2 22 - 2 23 - 2 24 - 2 25 - 2	F (расход)	Дифманометр расходомерный с выходным сигналом от 20 до 100 кПа. Предельный номинальный перепад давления 1кПа. Рабочее давление 0,25 МПа. Класс точности 1,5. габаритные размеры 351х315х675, масса 31кг. Давление питания 140 кПа	ДСП - 3	Рязанский завод «Теплопри-бор»	7.
15 16 17 18 19 20 21 22 23	1 - 3 2 - 3 7 - 3 22 - 3 23 - 3 24 - 3 25 - 3 3 - 2 8 - 2	F (расход)      Р(давление)	Прибор вторичный пневматический, показывающий и регистрирующий на диаграмной ленте. Питание осуществляется воздухом давлением 140 кПа. Длина шкалы приборов и ширина после записи диаграммы 100мм. Скорость движения диаграммы 20 - 60 м/r Класс точности 1
24 25 26 27 28 29 30 31	1 - 1 2 - 1 7 - 1 22 - 1 23 - 1 24 - 1 25 - 1	Т (температура)	Сликролный двигатель питается переменным током напряжение 220 В, частотой 50 Гц. Система переключается на ручные, дистанционные, автоматические управления. Расход воздуха 7л/мин. Габаритные размеры 160х200х438 мм Масса 10 кг.	ПВ 10.1.Э	Московский  Завод «Гизприбор»	17.

32             1 - 4        FF (соотношение)              Устройство регулирующее пневматическое пропорционально - интегральное соотношение. Диапазон настройки пределов пропорциональности 2 - 3000%, времени 0,05 - 100мм, соотношение от 1:1 до 11:К. Давление питания 140 кПа.  Масса 3,3 кг Основная погрешность %

ПР 3.33

Системы

«Старт»

Московский завод «Гизприбор»

1.
33 34 35 36 37 38 39	1 - 3 2 - 3 7 - 3 22 - 3 23 - 3 24 - 3 25 - 3	Р (давление)	Манометр сильфонный пневматический. Выходной сигнал от 20 до 100 кПа. Воздух питания 0,14 МПа Пределы измерения от 0 - 0,04 до 0 - 0,4 МПа Класс точности 1,5			7.
40 41	3 - 3 8 - 3		Устройство регулирующее пневматическое пропорционально - интегральное

42 43 44 45 46         11 - 3 14 - 3 16 - 3 18 - 3 20 - 3               Р (давление)    Диапазон настройки пределов пропорциональности 2 - 3000%, времени интегрирования 0,05 - 100 мм. Давление питания 140 кПа. Основная погрешность %.

Габаритные размеры 121х205х112 мм.

Масса 2,3 кг.

ПР 3.31

Системы

«Старт»

Московский

завод

«Гизприбор»

7.
47 48 49	4 - 1 6 - 1 13 - 1	Т (температура)	Термометр сопротивления с медным чувствительным элементом. Пределы измерения от -50 0С до +2000С. Материал защитной арматуры Ст 08х13. Длина монтажной части от 80 до 3150 мм. Условное давление 0,4 МПа	ТСМ 0879	Луцкий приборо - стройтельный завод им. 60 летие СССР	3.
50 51 52	4 - 2 6 - 2 13 - 2	Т (температура)	Нормирующий преобразователь Выходной сигнал: унифицированный электрический сигнал постоянного тока (0 - 5 и 4 - 20 МА, 0 - 13 В). Пределы измерения от 0 до 200 0С. Погрешность 0,53 - 1,35% Сопротивление цепи выхода 2 кОм. Габаритные размеры 60х160х350 мм. Масса 3,5 кг. Класс точности 0,6	Ш - 703	Киев ПО «Электроприбор»	3.
53 54 55	4 - 3 6 - 3 13 - 3	Т (температура)	Электропневматический преоброзаватель  Выходной сигнал 0 -5 МА, выходной сигнал 0,02 - 0,1 МПа. Пределы измерения 0 - 2000С Погрешность измерения 1,20% Класс точности 0,5	ЭПП	Киев ПО «Электроприбор»	3.

56 57 58                  4 - 5 6 - 5 13 - 5      Т (температура)               Устройство регулирующее пневматическое пропорционально - интегральное. Диапазон настройки пределов пропорциональности 2 - 300%. Давление питтания 140 кПа Основная погрешность %.

Габаритные размеры 121х205х112 мм

ПР 3.31

Системы

«Старт»

Московский

завод

«Гизприбор»

3.

59 60 61 62 63 64 65 66          5 - 1 9 - 1 10 - 1 12 - 1 15 - 1 17 - 1 19 - 1 21 - 1   L (уровень)       Уравномер поплавковый. Пределы измерения 0,02 - 16 м. Плотность измеряемой жидкости 0,7 - 1,2 г/см³ Температура измеряемой среды от -50 ⁰С до +60 ⁰С. Оснавная погрешность измерения 20 ⁰С мм. Скорость измерения уровня не более 1 м/ч.

УДУ - 10

Рязанский

завод

«Теплоприбор»

8.
67 68 69 70 71 72 73 74	5 - 2 9 - 2 10 - 2 12 - 2 15 - 2 17 - 2 19 - 2 21 - 2	L (уровень)	Прибор вторичный с пультом контроля и сигнализацией в комплекте с УДУ - 10. Класс точности 1. Габаритные размеры 120х180х348мм. Масса 8 кг	ПКС - 2м	Ливенская ПО «Промприбор»	8.
75 76 77 78 79	5 - 3 9 - 2 10 - 3 12 - 3 15 - 3	L (уровень)	Устройство регулирующее пневматическое пропорциональное. Диапазон пропорциональности 2 - 3000%.		Московский завод «Гизприбор»	8.
80 81 82	17 - 3 19 - 3 21 - 3		Давление питания 140 кПа. Оснавная погрешность 5%. Габаритные размеры 121х205х112 мм Масса 2,0 кг	ПР 278 Системы «Старт»
83 84 85 86 87 88 89 90 91 92 93	1 - 5 7 - 5 3 - 4 8 - 4 11 - 4 14 - 4 16 - 4 18 - 4 20 - 4 4 - 6 6 - 6	F (расход)     Р (давление)    Т (температура)	Мембранно - пружинный исполнительный механизм. Давление в рабочей полости 0,4 МПа.    Полный рабочий ход выходного элемента механизмов осуществяется при изменении командного сигнала от 20 до 100 кПа  Температура окружающей среды от -30 0С до +50 0С. Относительная влажность до 98%	МИМ	ПО «Прикорпат промарматура»	20.
94 95 96 97 98 99 100 101 102	13 - 6 5 - 4 9 - 4 16 - 4 12 - 4 15 - 4 17 - 4 19 - 4 21 - 4	L (уровень)

5. ОХРАНА ОКРУЖАЮЩЕЙ СРЕДЫ - ОТХОДЫ ПРОИЗВОДСТВА, СТОЧНЫЕ ВОДЫ И ЗАГРЯЗНЕНИЕ ВОЗДУХА

Быстрые темпы роста нефтеперерабатывающей и нефтехимической промышленности делают исключительно важной задачу охраны внешней среды от загрязнений вредными выбросами НПЗ. Поэтому в ходе разработки проектов следует предусматривать комплекс мероприятий, призванных сократить потери нефтепродуктов и реагентов, вредные выбросы в атмосферу, воду, почву.

.1 Источники вредных выбросов в атмосферу

Основными вредными веществами, выбрасываемыми в атмосферу на НПЗ, являются углеводороды, сернистый газ, сероводород, окись углерода, аммиак, фенол, окислы азота и т. д. Установка ГФУ относится к числу наиболее крупных источников загрязнения атмосферы.

На технологической установке ГФУ имеются как неорганизованные, так и организованные источники выбросов. Причиной выделения в атмосферу углеводородов, сероводорода, аммиака, фенолов является несовершенство технологического процесса, недостаточно высокий технический уровень оборудования, нарушения режима эксплуатации. Вредные вещества выделяются через неплотности в насосно-компрессорном оборудовании и арматуре, из открытых лотков, не закрытых воздушников отдельных аппаратов.

При использовании в качестве топлива нефтезаводских печей и заводских ТЭЦ неочищенного газа и сернистого мазута в атмосферу выделяются сернистый ангидрид и окислы азота. Поскольку зимой увеличивается количество сжигаемого топлива, в этот период заметно возрастает загрязнение атмосферы сернистым ангидридом и окислами азота.

5.2 Проектные решения по уменьшению загрязнения атмосферы

На основании результатов многолетних исследований определены направления борьбы с загрязнением атмосферы вредными выбросами НПЗ. В проектах строительства новых и реконструкции действующих предприятий предусматривается комплекс мероприятий по снижению выбросов в атмосферу углеводородов, сероводорода, окислов серы и азота, окиси углерода и других вредных веществ.

С целью значительного сокращения потерь углеводородов хранение нефти и легкокипящих продуктов на товарно-сырьевых базах НПЗ предусматривается в настоящее время только в резервуарах с понтонами и плавающими крышами. В промежуточных парках технологических установок заметное снижение выбросов достигается применением газоуравнительных систем. Для предотвращения контакта некоторых продуктов с кислородом воздуха хранение этих продуктов организуется под азотной «подушкой».

Весьма эффективным мероприятием, предотвращающим выбросы вредных веществ в атмосферу, является проектирование комбинированных установок и установок, работающих по схеме прямого питания. В проектах следует в максимально возможной степени предусматривать подачу продуктов с одной установки на другую, минуя промежуточные резервуарные парки, через буферные емкости, снабженные «подушкой» инертного или углеводородного газа.

Сокращение выбросов вредных веществ в атмосферу с градирен оборотного водоснабжения достигается путем ликвидации источников поступления этих веществ в оборотную воду. В проектах предусматривается широкое внедрение воздушного охлаждения, герметизация трубных пучков и крышек водяных холодильников, ликвидация узлов охлаждения продуктов непосредственным смешением. При проектировании вакуумных систем следует избегать применения барометрических конденсаторов смешения, что позволяет отказаться от эксплуатации третьей системы оборотного водоснабжения, которая является крупным источником выделения в атмосферу паров углеводородов и сероводорода.

Чтобы ликвидировать или значительно сократить вредные выбросы нефтеловушек, нефтеотделителей и других устройств канализационных систем, в проектах предусматривается внедрение систем закрытого дренажа, герметизация колодцев, сооружение нефтеловушек закрытого типа. Необходимо, чтобы в проектах НПЗ учитывалась очистка нефтеловушек, ликвидация накапливающихся в них остатков. С этой целью проектируются специальные установки по сжиганию шламов.

С целью сокращения потерь продуктов при сливе следует применять только освоенные серийно установки герметизированного слива нефтепродуктов. Переход на полностью герметизированный налив нефтепродуктов и легкокипящих веществ в ближайшее время неосуществим в связи с отсутствием серийного выпуска технических средств для этой цели. Поэтому в проектах необходимо предусматривать комплекс организационно-технических мероприятий, позволяющих снизить потери при наливе - внедрение ограничителей налива, телескопических стояков, организацию налива продуктов в слой жидкости, а не открытой струей.

Для сокращения вредных выбросов от горящих факелов в проектах применяется комплекс мероприятий, которые: 1) предотвращают сброс на факел; 2) позволяют в максимально возможной степени утилизировать сброшенные в факельную систему пары и газы; 3) улучшают условия сгорания на факеле.

Для предотвращения частого сброса на факел установочное давление предохранительных клапанов и, соответственно, расчетное давление аппаратов принимается на 15-20% выше рабочего, технологического давления. В проектах детально прорабатываются мероприятия по увязке газового баланса с тем, чтобы получаемые в технологических процессах углеводородные газы использовались как топливо, а не сжигались бесполезно на факелах. Чтобы улучшить условия эксплуатации факельных труб, применяется бездымное сжигание газа, а также системы автоматизированного зажигания факела.

Для снижения выброса сернистого ангидрида при сжигании топлива в проектах НПЗ и НХЗ необходимо предусматривать следующие мероприятия: полное использование сухого газа для топливных нужд; очистку сухих газов от серы; приготовление для собственных нужд НПЗ малосернистого мазута; объединение дымопроводов от всех печей установки с целью строительства на установке одной высокой дымовой трубы взамен множества мелких труб.

Сокращению вредных выбросов в атмосферу на технологических установках способствуют: применение укрупненных и комбинированных установок, что позволяет уменьшить число единиц оборудования; использование в проектах насосов с торцовыми уплотнениями и бессальниковых герметичных электронасосов; применение более совершенных конструкций теплообменного оборудования. С целью сокращения потерь в проектах стремятся широко использовать поршневые компрессоры без смазки, центробежные машины. Разработаны новые конструкции компрессоров, которыми оснащаются проектируемые газофракционирующие установки. Этими же машинами заменяются устаревшие газомоторные компрессоры на реконструируемых установках.

5.3 Предельно допустимые и временно согласованные выбросы

В целях усиления защиты атмосферы от загрязнений, улучшения контроля за вредными выбросами ведется работа по установлению для каждого промышленного предприятия предельно допустимых выбросов вредных веществ (ПДВ).

Предельно допустимый выброс является научно-техническим нормативом, устанавливаемым для каждого конкретного источника загрязнения атмосферы при условии, что выбросы вредных веществ от него и всей совокупности источников города или другого населенного пункта не создадут приземных концентраций, превышающих установленные нормативы качества воздуха. В тех случаях, когда на предприятии величина ПДВ по объективным причинам не может быть достигнута в настоящее время, по согласованию с органами Госкомгидромета планируется поэтапное, с указанием продолжительности каждого этапа снижение выбросов до величин, обеспечивающих соблюдение ПДВ. На этот период для предприятий устанавливаются величины временно согласованных выбросов (ВСВ).

Величины ПДВ и ВСВ устанавливаются в т/год, а контрольные значения - в г/с. Контрольные значения ПДВ и ВСВ не должны быть превышены в любой двадцатиминутный интервал.

ПДВ и ВСВ, как правило, устанавливаются для каждого источника загрязнений отдельно. Однако, учитывая специфику НПЗ, характеризующихся большим числом мелких выбросов в атмосферу одного и того же ингредиента, рассредоточенных на площадке предприятия, допускается установление ПДВ (ВСВ) подобных ингредиентов для основных источников загрязнения воздушного бассейна и суммарного ПДВ (ВСВ) для предприятия в целом. При наличии на НПЗ производств с крупными выбросами в атмосферу неспецифичных для всего завода веществ для них устанавливаются отдельные величины ПДВ (ВСВ),

Правила установления допустимых выбросов вредных веществ промышленными выбросами определены в ГОСТ 17.2.3.02-78.

Проведение работ по установлению ПДВ (ВСВ) на предприятиях возглавляется ведомственными головными организациями, функции которых обычно поручаются проектным институтам - генеральным проектировщикам предприятий. В работе участвуют также отраслевые научно-исследовательские институты и сами предприятия.

Для вновь проектируемых предприятий расчетные значения ПДВ устанавливаются проектирующей организацией на всех стадиях проектирования (обосновывающие материалы, проект; рабочие чертежи) по проектным данным. Если после установления ПДВ (ВСВ) для предприятия принимается решение о строительстве на нем новых объектов или о реконструкции отдельных цехов, то в объеме разрабатываемой технологической документации должны быть представлены материалы о вредных выбросах нового производства, причем величина этих выбросов не должна приводить к превышению ПДВ.

6. ТЕХНИКА БЕЗОПАСНОСТИ И ОХРАНА ТРУДА НА УСТАНОВКЕ

Нефть, горючие газы и нефтепродукты обладают опасными и вредными свойствами. При нарушении технологического режима, несоблюдении правил безопасности на производстве по переработке нефти происходят аварии и несчастные случаи, у работающих возникают профессиональные заболевания. Аварии и несчастные случаи вызываются следующими причинами:

. Нефть и нефтепродукты являются горючими веществами и кроме того, при определенной температуре способны самовоспламенятся. При замедленном коксовании и в некоторых других процессах сырье и продукты нагреваются до температуры, близких к температуре самовоспламенения и даже превышают ее. В тоже время на установках имеются источники открытого огня- трубчатые печи.

. В технологическом процессе участвует большое количество продуктов, пары которых могут создавать с воздухом взрывоопасные смеси. Такие смеси образуются в закрытых помещениях, внутри аппаратов. При наличии импульса воспламенения смеси взрываются. Источниками импульса воспламенения могут быть искры от неисправного электрооборудования, открытый огонь и т.д. Взрывы и пожары могут вызываться так называемым статическим электричеством, которое возникает при трении друг о друга двух диэлектриков или диэлектриков об метал (при перекачке нефтепродуктов по трубопроводам и резиновым шлангам, переливание нефтепродукта из сосуда в сосуд, транспортирование сыпучих продуктов (кокса) по транспортировкам и т.д.). Источником воспламенения также являются разряды атмосферного электричества - молнии.

. Процесс проводят при повышенном давлении и существует возможность разрыва аппаратов и трубопроводов из-за внезапного повышения давления выше расчетного.

4. Сырье и продукты установки ГФУ относятся к числу вредных веществ, обладающих токсическими свойствами.

5. На установке имеются электродвигатели, осветительные приборы и другие электрические устройства. При неправильном обращении с электрическим током возможны электрические удары, когда током поражается весь организм, и электротравмы, результатом которых являются местные поражения тела - ожоги.

Схема расположения установки соответствует требованиям безопасности, указанным в нормах технологического проектирования нефтеперерабатывающего завода, причем применены следующие безопасные мероприятия:

. Для неутепленного оборудования и трубопроводов с температурой более 60^оС, на части, где часто производятся операции и обслуживание, устанавливаются теплоизоляционный слой или изоляционная сетка для защиты от ожога.

. Все электродвигатели и другое электрооборудование выполнены из взрывобезопасного исполнения.

. Предусмотрены пружинистые предохранительные клапаны для оборудования под давлением и в месте, где понадобится предохранительный клапан.

. Оборудования и помещения размещены по требованиям к расстоянию друг от друга, предусмотрены каналы для осмотра, ремонта, обслуживания, пожаротушения и эвакуации, с тем чтобы обеспечить безопасность зданий и сооружений, также эвакуацию людей при аварии.

. На установке предусмотрены датчики температуры, датчики дыма, сигнализатор пожара или кнопка сигнализации пожара, тревожный телефон, также и сеть трубопроводов пожарной воды и оросительные устройства, с тем, чтобы своевременно производить тушение пожара.

. Предусмотрено заземление заземлительным устройством для металлического оборудования, трубопроводов, каркасов, оболочек кобелей, коммуникации сниженного газа и т.д.

. Все насосы размещены в помещении, где предусмотрены отапливаемые и вентиляционные аппаратуры.

8. Выброс при нормальном производстве или аварийной ситуации передается через закрытую систему и производится в месте факела, местный выброс не допускается.

9. При начале и окончании работы установки следует провести проверку оборудования и трубопроводов инертным газом (азотом). Потребляемый азот поступает из азотной станции.

. Для предотвращения несчастных случаев во время ремонта, предусматриваются стационарные и передвижные механизмы: кран- балки для ремонта насосов, кран- укосины на колонных аппаратах, экстракторы для выемки трубных пучков из теплообменников.

С точки зрения безопасного проведения технологического процесса; во избежание возможной аварии, взрыва следует при пуске установки:

. провести осмотр оборудования, узлов и трубопроводов;

. проверить герметичность системы;

. переключить систему на режим автоуправления;

При остановке установки:

. переключить режим автоуправления системы на режим ручного управления;

. отсечь подачу сырья;

. продуть системы инертным газом.

После тщательного осмотра технического состояния резервного оборудования, устранение всех обнаруженных неисправностей, а также после убеждения исправности системы контроля, показания, предохранения, можно провести пуск резервного оборудования.

Операция на установке должна быть выполнена плавно и аккуратно, Периодически обходить и проверять установку, при обнаружении замечания сразу же устранить его. Персонал, прошедший подготовку и экзамен, допускается работать на установку при соблюдении руководства по технике безопасности.

Охрана труда в Казахстане рассматривается как одна из важнейших социально-экономических, санитарно-гигиенических и экономических мероприятий, направленных на обеспечение безопасных и здоровых условий труда. Возможность создания безопасных и здоровых условий труда заложены в самом способе производства, в широком использовании достижений науки и техники. Охрана здоровья рабочих и служащих в процессе исполнения трудовых обязанностей закреплена в трудовом законодательстве, непосредственно направленном на создания безопасных и здоровых условий труда.

Охрана труда и безопасность труда на производстве осуществляется согласно Конституции РК 1995года, а именно статьей 24 п. 2: «Каждый имеет право на условие труда, отвечающие требованиям безопасности и гигиены…». А также регулируется нормами отдельных законодательных актов:

Закон РК от 10.12.1999 г. «О труде в Республике Казахстан». В соответствии со статьей 7, п. 1; «Работник имеет право на условия труда, отвечающие условиям безопасности и гигиены».

Закон РК от 28.02.2004 г. «О безопасности и охране труда». Статья 12. «Гарантии прав на безопасность труда при приеме на работу». «Условия индивидуального трудового договора должны соответствовать требованиям нормативно- правовых актов РК о безопасности и охране труда». Статья 14 п.1. «Условия безопасности и охрана труда в организациях, на каждом рабочем месте должны соответствовать требованиям государственных стандартов, правил по безопасности и охране труда».

Постановление правительства РК от 6.04.2005 г. «Об утверждении Правил организации и проведения государственного контроля в области безопасности и охраны труда», в соответствии с которым уполномоченный государственный орган в области промышленной безопасности осуществляет государственный контроль за состоянием средств производства и нормативно-технологической документации, обеспечивающих безопасное выполнение работ на опасных производственных объектах.

Кроме охраны труда на производстве администрацией предприятия должны быть предусмотрены меры по гражданской обороне.

Одна из главных задач гражданской обороны - защита населения от оружий массового поражения. Чтобы обеспечить защиту населения, необходим комплекс мероприятий. Основные из них:

. Защита рабочих и служащих от ядерного оружия. Очаг ядерного поражения характеризуется множеством пораженных людей и животных, разрушением и повреждением зданий. Обстановка в очаге поражения потребует локализации и тушения массовых пожаров, проведения больших спасательных работ в условиях радиоактивного заражения местности в органическое время.

. Защита рабочих и служащих от химического оружия. Химическое оружие относится к средствам массового поражения. Обнаружив признаки применения ОВ (капли на почве, листьях растений и т.д.) немедленно принимаются меры защиты (надевают противогаз и средства защиты кожи), подают сигнал «химическое нападение», сообщают в ближайшие штабы гражданской обороны, директору предприятия.

. Защита рабочих служащих от бактериологического оружия. Чтобы вовремя принять меры защиты, необходимо своевременно обнаружить признаки нападения бактериологического; наличие в местах разрывов капель жидкости, порошкообразных веществ на почве, растительности. Обнаружив признаки нападения немедленно принимают меры защиты (надевают противогаз, респираторы, маски) и сообщают в ближайший штаб гражданской обороны, медицинское учреждение, директору предприятия.

. Защитные сооружения гражданской обороны. Убежища и противорадиационные укрытия служат для коллективной защиты людей от оружия массового поражения.

Надежной защитой в убежищах достигают за счет прочности перекрытий и других ограждающих конструкций. Несущие и ограждающие конструкции убежищ обычно выполняют из железобетона. Убежища можно располагать в подвалах зданий или отдельно построенных сооружениях. Чтобы создать условия укрывающимся, убежища оборудуют водоснабжением, канализацией, электроосвещением. Аварийный запас воды хранят в проточных герметически закрытых резервуарах. Техника безопасности на установке соблюдается согласно законам Конституции РК. А также контролируется нормами отдельных законодательных актов.

7. СТРОИТЕЛЬНАЯ ЧАСТЬ

Основное направление в проектировании - принятие таких решений, которые при меньших материальных и трудовых ресурсах дают больший прирост производственных мощностей и увеличение объема производимой продукции. Задача проектирования промышленных предприятий - не только обеспечить нормальное протекание технологического процесса будущего производства, но и предусмотреть в проекте создание благоприятных санитарно-гигиенических и безопасных условий труда работающих.

Эти вопросы в значительной мере решаются на стадии разработки проекта, неразрывны и подразумевают следующее:

-   надлежащее размещение зданий, сооружений и путей внутризаводского транспорта на территории промышленного предприятия;

     рациональное размещение технологического, механического и подъемно-транспортного оборудования;

     рациональную организацию рабочих мест;

локализацию производственных вредностей в местах образования и удаление их из помещений;

     создание нормального температурно-влажностного режима в помещениях;

     обеспечение требуемой освещенности рабочих мест;

     изоляцию помещений с наиболее вредными, шумными и опасными по взрыву и пожару производствами;

     устройство специально оборудованных бытовых помещений для работающих;

     благоустройство и озеленение территории предприятия.

На экономику проектирования и строительства оказывает влияние ряд факторов, начиная от выбора площадки для строительства и кончая объемно-планировочным и конструктивными решениями зданий и сооружений. Важная роль принадлежит технологическому процессу. Так рациональное размещение технологического оборудования дает возможность уменьшить площадки и объемы зданий, снизив тем самым удельные капитальные вложения на строительство и эксплуатационные расходы на единицу выпускаемой продукции.

Промышленные предприятия целесообразно размещать не разрозненно, а концентрировать в большие группы, образующие промышленные районы, которые располагают непосредственно в городах или на удаленных от них территориях.

Планировку промышленного района увязывают с планировкой прилегающих районов города, что приводит к созданию промышленно-производственных районов.

Предприятия химической и нефтехимической промышленности территориально приближают к источникам сырья или другим предприятиям, продукцию которых они используют как технологическое сырье.

Генеральные планы промышленных предприятий проектируют с соблюдением требований действующих СНиПов, инструкции по разработке схем генеральных планов, санитарных норм проектирования промышленных предприятий, ГОСТов и других нормативных документов, утвержденных или согласованных СНиП 2-89-80, СНиП 2-92-76, СН 245-71, СК 119-70, СНиП 2-106-79, ГОСТ 92-38-83 и др.

При проектировании генплана предприятия используют несколько принципов, в частности, принцип функционального зонирования, заключающийся в разделении площадки предприятия на зоны по их функциональному использованию: предзаводскую, производственную, подсобную и складскую.

В предзаводской зоне располагают группу зданий обслуживания трудящихся: заводоуправление, центральную заводскую лабораторию, поликлинику, столовую, гараж и другие объекты.

Производственную зону располагают в центральной части площадки предприятия. В пределах зоны размещают здания, сооружения, технологическое оборудование основных производств.

Подсобную зону располагают в непосредственной близости от производственной, размещая в ней здания обслуживающих производств - электростанции, котельные, компрессорные, газгольдерные, газогенераторные, кислородные и др.

При размещении промышленных предприятий, выделяющих в атмосферу производственные вредности (газы, дым, копоть, пыль, неприятные запахи, шум) необходимо учитывать преобладающее направление ветра. Площадки таких предприятий размещают с подветренной стороны по отношению к ближайшему населенному пункту, чтобы вредные выбросы уносились в сторону.

Объемно-планировочное решение любого промышленного здания (сооружения) зависит прежде всего от характера располагаемого в нем технологического оборудования.

Решая вопрос о размещении технологического оборудования, в первую очередь определяют возможность установки его на открытых площадках (предусматривая при необходимости местные укрытия - навесы и др.), что значительно увеличивает степень безопасности эксплуатации оборудования в результате снижения вероятности появления в воздухе токсичных и взрывоопасных концентраций, снижает расходы на строительство.

Наземные объекты нефтяной и газовой промышленности по функциональному назначению сооружений с учетом пожарной, взрывной и взрывопожарной опасности подразделяются на зоны:

I зона - основные технологические установки системы сбора, подготовки и транспорта нефти, газа, конденсата и нефтепродуктов, расходные емкости ЛВЖ, ГЖ общей приведенной вместимостью до 1000 м³ ГЖ или 200 м³ ЛВЖ и единичной вместимостью до 100 м³ ГЖ или 50 м³ ЛВЖ со сливо-наливными устройствами до 3-х стояков; малогабаритные блочные установки по переработке нефтяного газа; канализационные насосные производственных сточных вод (с нефтью и нефтепродуктами), установки для очистки этих вод, включая резервуары-отстойники;

II зона - установки вспомогательного технологического и нетехнологического назначения (сооружения тепло-, водо-, энергоснабжения, канализации, тушения пожара, узла связи, операторной, механической мастерской и им подобные);

III зона - сооружения резервуарного хранения сырой и товарной нефти, нефтепродуктов, конденсата общей приведенной вместимостью более 4000 м³ или единичной вместимостью резервуаров более 400 м³, сливо-наливные эстакады.

IIIа зона - сооружения резервуарного хранения сырой и товарной нефти, нефтепродуктов, конденсата общей приведенной вместимостью от 1000 м³ до 4000 м³ при единичной вместимости резервуаров не более 400 м³, резервуары (аварийные) ДНС типа РВС общей вместимостью до 10000 м³

Минимальные расстояния на наземных объектах газовой и нефтяной промышленности между отдельными сооружениями и зонами устанавливаются в соответствии с ВНТП 03/170/567-87. В пределах одной зоны (за исключением зоны III) разрывы не нормируются и принимаются из условий безопасности обслуживания, возможностей производства монтажных и ремонтных работ. Расстояния определяются:

·для зданий и сооружений - от наружных выступающих частей, без учета лестниц;

·между зонами - минимальные расстояния между зданиями и сооружениями этих зон;

·для железнодорожного пути - до оси колеи ближайшего железнодорожного пути;

·для технологических эстакад и до трубопроводов, проложенных без эстакад - до крайнего трубопровода;

·для автомобильной дороги - до края проезжей части;

·для факельных установок - до ствола факела.

Минимальные расстояния объектов транспорта нефти и газа, хранения нефти и нефтепродуктов, кроме СУГ, от населенных пунктов, промышленных предприятий, зданий и сооружений следует принимать согласно СНиП 2.05.06-85 и СНиП П-106-79 с учетом возможности кооперирования с этими предприятиями по строительству инженерных сетей и автомобильных дорог. Расстояния от взрывоопасных зданий и сооружений объектов добычи и подготовки нефти и газа должны быть не менее:

-100 м до зданий и сооружений промышленных и сельскохозяйственных предприятий;

·300 м до жилых зданий;

·500 м до общественных зданий.

Минимальные расстояния от промысловых трубопроводов до зданий и сооружений следует принимать по ВСН 51-3/2.38-85 Мингазпром, Миннефтепром.

Жилые помещения для вахтенного эксплуатационного персонала объектов добычи, хранения и транспорта нефти и нефтепродуктов (кроме сжиженных газов) общей вместимостью до 160 человек (не семейные) следует размещать на расстоянии не менее 50 м от зданий и сооружений I зоны и 100 м от сооружений III, IIIа зоны. При этом должны быть предусмотрены меры по исключению попадания нефти и нефтепродуктов на территорию поселка (обвалования, размещение в районе повышенных планировочных отметок и т.п.).

Блочные устройства 1 зоны могут компоноваться в единое блок-здание в 1-2 этажа без противопожарных разрывов с блочными устройствами II зоны (за исключением резервуаров противопожарного запаса воды, пожарных насосных, артскважины, буфета) при выполнении следующих условий;

· общая площадь пристраиваемых БУ I и II зон не должна превышать 5200 м² при одноэтажной и 2600 м² при двухэтажной компоновке;

· помещения, относимые по взрывопожарной и пожарной опасности к категориям А и Б, отделены от помещений других категорий глухими газонепроницаемыми перегородками с пределом огнестойкости но менее 0,75 ч.

Допускается размещение открытых блоков технологического назначения на общей площадке без нормирования разрывов с блок-зданием, скомпонованным по п.2.4. при соблюдении следующих условий:

- суммарная площадь блок-здания с примыкающими к нему открытыми блочными устройствами с СУГ, ГГ, ГЖ и ЛВЖ, имеющего помещения категории А, Б, В, не превышает 5200 м². Для установок, содержащих только горючие газы (в несжиженном состоянии), предельная площадь может быть увеличена в 1,5 раза;

- открытые блочные устройства располагаются только с одной стороны блок-здания.

При этом между блок-зданием и открыто установленные блоками допускается располагать эстакаду с технологическими трубопроводами и кабельными сетями.

При площади более 5200 м² блок-здания с примыкающими открытыми блоками технологического назначения должны делиться на секции с расстоянием между ними не менее 9 м.

Площадь эстакад включается в площадь секции.

При смежном размещении котельной и операторной они должны разделяться противопожарной перегородкой с пределом огнестойкости не менее 0,75 ч.

Максимальная площадь зданий I зоны не должна превышать 5200 м² при одноэтажной и 2600 м² при двухэтажной компоновке. При большей площади закрытых помещений зона I должна делиться на секции с разрывом между последними 9 м. Для технологических установок, содержащих только горючие газы (не в сжиженном состоянии), предельная площадь может быть увеличена в 1,5 раза.

Наземные объекты нефтяной и газовой промышленности следует ограждать решетчатым или сетчатым забором высотой не менее 2 м. При этом ограждения должны отстоять от зданий с помещениями категорий А, Б, В и от взрывопожароопасных открытых сооружений не ближе 2 м. Здания с помещениями категорий Г, Д могут размещаться на границе площадки.

Эффективность работы установки ГФУ зависит не только от эффективности

отдельных блоков, но и от взаимного их расположения на промышленной площадке.

Основные принципы расположения аппаратов на площадке установки следующие: соответствие разрывов между аппаратами противопожарным и санитарным нормам ВНТП-28-79; обеспеченность проведения ремонта с применением современных механизированных средств; минимальная длина трубопроводов для уменьшения гидравлических сопротивлений, потерь тепла и металлоемкости.

Существенное уменьшение протяженности трубопроводов на установках АТ достигается за счет отказа от специальных насосных. Расположение насосов на площадке с учетом поточности процесса под конденсаторами-холодильниками и непосредственно возле колонн позволяет уменьшить число встречных потоков. Расположение насосов на открытом воздухе уменьшает их взрывоопасность при одновременном снижении затрат на сооружение помещений на вентиляцию.

Колонны следует располагать напротив печей при наименьшей длине и минимальном числе поворотов трансферной линии.

8. ЭКОНОМИЧЕСКАЯ ЧАСТЬ

В данном разделе дипломного проекта производится расчет основных технико-экономических показателей установки ГФУ.

Техническую целесообразность проектируемых средств и способов определяют на основе расчета и сопоставлениия технических показателей. Анализ технических, организационных и других показателей выявляют эффективность затрат на производство продукции нефтеперерабатывающей промышленности. Технико-экономические показатели установки зависят от характера непрерывного технологического процесса. Активности движения сырьевых потоков, производительности и мощности проектирующего оборудования, требований к качеству производимой продукции.

8.1 Расчет капитальных затрат на строительство

Капитальные затраты на строительство установки складывается из затрат на строительство зданий и сооружений, затрат на приобретение, доставку и монтаж аппаратуры и оборудования в соответствии с принятой классификацией основных фондов.

Таблица 8. 1

Сметная стоимость строительства зданий и сооружений

№  пп	Наименование зданий и сооружений	Объем строительства, м3	Стоимость строительства		Стоимость сантех. и электр.работ		Сметная стоимость, тг
			м, тгОбщая сумма, тг%Общая сумма, тг
1	I. Здания Операторная	220	4500	990000	45	445500	1435500
2	Насосная	200	4000	800 000	45	360 000	1 160 000
	Итого			1 790 000		805 500	2 595 500
1	II.Сооружения Площади и автопроезды	70	4020	281400	45	126630	408030
2	Канализацион-ные сети	82	600	49200	45	221400	270600
3	.Водопровод-ные сети	90	800	72 000	45	32 400	104 400
4	Технологич. трубопроводы	500	1200	600000	45	270000	870000
5	Опорные конструкции	40	260	104000	45	4680	108680
6	Постамент	22	740	16 280	45	7326	23 606
	Итого			122 880		662 436	1 785 316
				2 912 880		1 467 936	4 380 816

Общая стоимость строительства рассчитывается произведением объема строительства в  и стоимость строительства 1. К общей сумме добавляется, коэффициент показывающий затраты на монтаж санитарно-технических и электротехнических установок (0,45).

При определении стоимости оборудования должны быть учтены все виды оборудования, включенные в спецификацию. Количество единиц основного оборудования берется из технологической части проекта.

Затраты на монтаж, устройство фундаментов, монтаж и наладку КИПиА принять 45% от стоимости аппаратуры и оборудования.

Таблица 8. 2

Сметная стоимость оборудования

№  пп	Наименование	Кол-во	Стоимость		Затраты на монтаж 45%,тг	Сметная стоимость
			Единицы, тг	Общая стоимость,тг
1	2	3	4	5	6	7
1	Фракционирующий абсорбер	1	18 320 560	18 320 560	8 244 252	26 564 812
2	Ректификационная колонна	6	11 424 727	68 548 362	30846762,9	99 395 822
3	Подогреватель	10	1 240 500	12 405 000	5 582 250	17 987 250
4	Холодильник	11	992 680	10 919 480	4 913 766	15 833 246
	Емкость	5	635 750	3 178 750	1 430 437,5	4 609 187,5
6	Насосы	4	450 830	1 803 320	811 494	2 614 814
	Итого			116 076 168,6	51928962,4	168005131,5
7	Нефтяное вспомогательное оборудование 10 %					16800513,15
8	Инструменты и производственный инвентарь					1680051,315
	Всего					186485695

Таблица 8. 3

Сводная таблица капитальных вложений

№  п.п.	Наименование статей	Капитальные затраты
		Сумма, тг	% к итогу
1	2	3	4
1	Объекты основного производственного назначения 1) здания 2) сооружения 3) оборудования	2595500 1785316 186485095	1,2 0,8 88,8
2	Итого по основному производству	190866511	90
3	Внеобъемные капитальные затраты	19086651,1	10
	Всего	209953162,1	100

8.2 Организация производства

Баланс времени работы среднемесячного рабочего составляется на основе графика сменности. Средняя календарная продолжительность месяца:

дней∙24ч=720ч

Тогда необходимое количество бригад при семи часовом рабочем дне равно:

где 175,4 - средняя норма рабочего времени при семи часовом рабочем дне.

Таблица 8. 4

Баланс рабочего времени

№ п.п.	Фонды времени	Дни	Непрерывное производство
1 2 3 4   5	Календарное время Выходные дни по графику Фонд рабочего времени  а) отпуск основной  б) отпуск в связи с учебой  в) неявки по болезни Эффективный фонд времени	365 91 274 24 21 2 227	2920 728 2192 192 162 16 1816

.3 Расчет численности персонала

Численность рабочих технологических установок определяют на основе нормативов штата, длительности рабочего дня и баланса рабочего времени одного рабочего.

Зная количество бригад составляем график сменности, длительность смены 8 часов при семи часовой продолжительности рабочего дня.

График сменооборота составляет 12 дней, так как, каждая бригада работает до пересменки 3 дня.

дня·4 бригады =12 дней

Дни отдыха для каждой бригады должен составлять по норме 91 день.

3 выходных = 91 день

смена - 8:00 до 16:00 часов

смена - 16:00 до 24:00 часов

смена - 00:00 до 08:00 часов

Отдых между сменами 16 ч, между пересменками 56 ч.

Таблица 8. 6

Расчет численности персонала

№ п.п.	Наименование профессии	Количество человек в смену	Количество смен	Явочные в сутки	Списочные в сутки	Коэффициент перехода	Взято в проект
1	Оператор технологич. установки раздел.	1	3	3	4,5	1,5	5
2	Машинист технологич. установки разделения	1	1	1	1,1	1,1	1
3	Оператор технологич. установки ректификац.	1	3	3	4,5	1,5	5
	Оператор	1	3	3	4,5	1,5	5
	Машинист технологич. установки ректификац.	1	1	1	1,1	1,1	1
6	Машинист	1	1	1	1,1	1,1	1

8.4 Расчет годового фонда заработной платы

Годовой фонд заработной платы рабочих рассчитывается на повременно-премиальной системе оплаты труда. Расчет штатов и фонда заработной платы руководителей, специалистов и служащих определяется исходя из типовых нормативов штатов управления и схемы должностных окладов.

Премии принимаются 25-40% по заводским данным.

Годовой фонд заработной платы ИТР определяется как сумма годового фонда заработной платы по окладами и премии.

Таблица 8. 7

Расчет годового ФЗП ИТР

№ п.п	Наименование	Кол-во	Месячный оклад	Годовой ФЗП	Премия  30 %	Итого
1	Начальник цеха	1	130000	1560000	468000	2028000
2	Технолог	1	90000	1080000	324000	1404000
3	Инженер-механик	1	70000	840000	252000	1092000
4	Мастер	1	70000	840000	252000	1092000
	Итого	4	360000	4320000	1296000	5616000

8.5 Расчет калькуляции себестоимости продукции

Калькуляция себестоимости должна охватывать все затраты по статьям: затраты на сырье и материалы, цеховые расчеты, расходы на содержания и эксплуатацию оборудования.

Таблица 8. 8

Расчет стоимости и годовой потребности сырья, материалов, топлива и энергетических затрат

№ п.п.	Наименование статей	Единиц измере ния	Норма расхода	Годовой расход тыс.т.	Цена за 1 т.	Общая сумма тыс.т.
	Сырье за вычетом потерь	т		500 0,84	42500
	Итого					42500
	Вспомогательные материалы абсорбент: бензиновая фракц.	т		190,4	2700	514080
	Итого					514080

  Топливо и энергия как технологич. нужды. Энергия Воздух Водяной пар          кВт м

м

,24

,3

,3

,530

,000

,000

	Итого					257452,530
	Всего					814032,530

Сумма затрат на вспомогательные материалы, топливо и энергию определяется произведением годового расхода на цену единицы продукции. Сумма затрат на сырье определяется произведением годового расхода сырья, материалов и энергии на цену. Нормы расхода принимаются из расчетов технологической части проекта, а так же на основе заводских данных.

Таблица 8. 9

Расчет затрат годового производства установки ГФУ

№ п.п.	Статьи затрат	Сумма, тыс.тг.
1	Сырье и материалы	42500
2	Вспомогательные материалы	514080
3	Энергетические затраты	257452,53
4	Заработная плата ОПР	9840,82
5	Отчисление ФОТ ( 26 %)	2558,613
6	Расходы на содержание и эксплуатацию оборудования (37%)	68999,70715
7	Затраты на внутризаводские перекачки	3794,983
8	Расходы на подготовку и освоение новой техники	6899,970715
9	Цеховые затраты ( 5 % )	349546,623
10	Цеховая себестоимость	1007992,512
11	Общезаводские расходы	42991,667
12	Внепроизводственные расходы 50тг.	125000
13	Производственная себестоимость	1175984,179
14	Производственные затраты на единицу продукции	2351,97

Цеховые расходы принимаем равным 5%, а общезаводские 10% к сумме эксплуатационных затрат за вычетом расходов на сырье, основные и вспомогательные материалы.

Сумма всех эксплуатационных расходов составит производственную себестоимость.

8.6 Рентабельность проектируемой установки

Рентабельность как и прибыль характеризует эффективность производственно хозяйственной деятельности предприятия.

Уровень рентабельности отдельных видов продукции определяется в % к ее себестоимости по формуле:

  

где Пр - прибыль,тг; С - полная себестоимость продукции, тг.

Прибыль по продукции

 

где V - годовая проектируемая мощность, /год; Ц - оптовая цена, тг; С - полная себестоимость, тг

Срок окупаемости

Таблица 8. 10

Сводная таблица технико-экономических показателей проектируемой установки

№ п.п.	Наименование	Единицы измерения	Показатели
1 2 3 4   5   6   7 8 9 10	Годовая проектируемая мощность Капитальные вложения Удельные капитальные вложения Списочный состав работающих - рабочих  - ИТР Среднегодовая заработная плата  - рабочих  - ИТР Производительность труда  а) в натуральном выражении  б) в стоимостном выражении Себестоимость ед. продукции Прибыль Рентабельность Срок окупаемости	тыс.т тыс.тг. тг.  чел. чел.  тг. тг.  т/чел тыс/чел тг. тыс/тг % лет	300 209953,1621 419,906  18 4  9840820,8 2964624  22727,27 53453,86 2351,97 117598,5 10 2

СПИСОК ЛИТЕРАТУРЫ

1.       Химическая технология ТГИ/Под ред. Г.Н. Макарова, Г.Д. Харламповича-М.: Химия 1986-496с.

2.       Печуро Н.С., Капкин В. Д., Песин О.Ю. Химия и технология синтетического жидкого топлива и газа. М.: Химия, 1986-352с.

3.       Ахметов А.С., Ишмияров М.Х., Кауфман А.А. Технология переработки нефти, газа и твердых горючих ископаемых. Учебное пособие. СПб Недра, 2009.-832 с.

.        Ахметов С.А., Ишмияров М.Х., Кауфман А.А. Технология переработки нефти, газа и твердых горючих ископаемых. Санкт-Петерб.: Недра, 2009.- 832.

.        Колесников И.М. Катализ и производство катализаторов. М.: «Техника», ТУМА ГРУПП, 2004.- 400 с.

6.       Гутник С.П., Кадоркина Г.А., Сосонко В.Е. Примеры и задачи по технологии органического синтеза. - М.: Химия, 1984

.        Капкин В.Д., Савинецкая Г.А., Чапурин В.И. Технология органического синтеза. - М.: Химия, 1987, 400 с.

.        Кирпичников П.А., Береснев В.В., Попова Л.М. Альбом технологических схем основных производств промышленности синтетического каучука. - Л.: Химия, 1986, 224 с.

.        Сосонко В.Е., Гутман В.Д. Расчеты по технологии органического синтеза. - М.: Химия, 1988

.        Касаткин А.Г. Основные процессы и аппараты химической технологии. - М.: Химия, 1973. - 750 с.

11.     Плановский А.Н., Рамм В.Н., Каган С.З. Процессы и аппараты химической технологии. - М.: Химия, 1968. - 848 с.

.        Лащинский А.А., Толчинский А.Р. Основы конструирования и расчета химической аппаратуры: Справочник. - Л.: Машиностроение,1970. - 752 с.

.        Дытнерский Ю.И. Процессы и аппараты химической технологии: Уч-к для вузов. Изд-е 3-е. В 2-х кн.: ч. 1. Теоретические основы процессов химической технологии. Гидродинамические и тепловые процессы и аппараты. - М.: Химия, 2002. - 400 с.

.        Дытнерский Ю.И. Процессы и аппараты химической технологии: Уч-к для вузов. Изд-е 3-е. В 2-х кн.: ч. 2. Массообменные процессы и аппараты. - М.: Химия, 2002. - 368с.

.        Генкин А.Э. Оборудование химических заводов. - М.: Высш.шк., 1986. - 280 с.

.        Коррозия и защита химической аппаратуры / Под ред. А.М. Сухотина. Т. Коррозия под действием теплоносителей и хладагентов. - Л.: Химия. 1970. - 308с.

.        ГОСТ9493-80. Сосуды и аппараты. Ряд условных (номинальных) давлений. - М., 1981.

.        ГОСТ Р51273-99 - Сосуды и аппараты. Нормы и методы расчета на прочность. Определение расчетных усилий для аппаратов колонного типа от ветровых нагрузок и сейсмических воздействий. - М.,1999.

.        ГОСТ Р51274-99 - Сосуды и аппараты. Аппараты колонного типа. Нормы и методы расчета на прочность. - М., 1999.

20.     Раздорожный А.А. Охрана труда и производственная безопасность: Учебно-методическое пособие - Москва: Изд-во «Экзамен», 2005. - 512 с.

.        Безопасность жизнедеятельности. Производственная безопасность и охрана труда. Издательство: Высшая школа. - 432 с.

.        Пашин Н.П., Фролов О.П. Охрана труда, здоровья и окружающей среды в российском законодательстве и конвенциях МОТ. Терминологический словарь-справочник. Издательство: Альфа-Пресс, 2009. - 368 с.

.        Раздорожный А.А. Охрана труда и производственная безопасность. Издательство: Экзамен, 2007. - 512 с.

.        Бобкова О.В. Охрана труда и техника безопасности. Обеспечение прав работника. Издательство: Омега-Л, 2008. - 290 с

.        Акулин Д.Ф., Власов А.Ф., Гладких П.А., Духанин Ю.А., Туманов Б.В. Основы техники безопасности и противопожарной техники в машиностроении. М., «Машиностроение», 1966, 288 с.

.        Алексеев М.В., Демидов П.Г., Ройтман М.Я., Тарасов., Агалаков Н.А. Основы пожарной безопасности. М., «Высшая школа», 1971, 248 с.

.        Верескунов В.К., Михайлов Д.И., Налетов В.С. Противопожарная защита промышленных предприятий. М., Стройиздат, 1972, 319 с.

.        Горшенин К.П. Охрана труда рабочих и служащих. М., «Юридическая литература», 1971, 88 с.

29.     Экономика организации (предприятий): Учебник для вузов. Под ред. проф. В.Я. Горфинкеля, проф. В.А. Швандира. - М.: ЮНИТИ-ДАНА, 2003.

.        Экономика предприятия: учебни для вузов / Под ред. проф. В.Я. Горфинкеля, проф., В.А. Швандира- 5-е изд., перераб/ и доп. - М.: ЮНИТИ-ДАНА, 2008.