Разработка энергосберегающей технологии ректификации продуктов каталитического крекинга 05. 17. 04 технология органических веществ icon

Разработка энергосберегающей технологии ректификации продуктов каталитического крекинга 05. 17. 04 технология органических веществ


Смотрите также:
Рабочая учебная программа дисциплины Процессы и аппараты химической технологии Направление...
Аннотация рабочей программы учебной дисциплины «История и методология химической технологии...
Программа дисциплины для студентов Форма ф со пгу 18. 2/06...
Личностно ориентированный подход к обучению студентов ссуз специальной дисциплине «технология...
Рабочая учебная программа предмета основы экономики по специальности Химическая технология...
Обоснование и разработка технологии бисквитов и кексов на основе сухих смесей 05. 18...
Рабочая учебная программа предмета органическая химия по специальности Химическая технология...
Разработка технологии получения пищевых белковых продуктов из семян подсолнечника 05. 18...
Рабочая программа дисциплины теоретическая механика для специальностей 260501 Технология...
Авторское выполнение научных работ любой сложности грамотно и в срок...
Титульный лист программы обучения по дисциплине (Syllabus) Форма...
Курсовая работа...



Загрузка...
скачать



На правах рукописи





Голованов Михаил Леонидович


Разработка энергосберегающей технологии ректификации продуктов каталитического крекинга


05.17.04

технология органических веществ


АВТОРЕФЕРАТ

диссертации на соискание ученой степени

кандидата технических наук


Москва 2007

Работа выполнена на кафедре Химии и технологии основного органического синтеза Московской государственной академии тонкой химической технологии (МИТХТ) им. М.В. Ломоносова


^ Научный руководитель:

доктор технических наук, профессор

Тимошенко Андрей Всеволодович


Официальные оппоненты:

доктор технических наук, профессор

Гартман Томаш Николаевич


кандидат технических наук

Кузина Ольга Дмитриевна


^ Ведущая организация:

Институт нефтехимического синтеза им. А.В. Топчиева РАН


Защита диссертации состоится «13» ноября 2007 г. в 1430 часов на заседании диссертационного совета № Д 212.120.02 в Московской государственной академии тонкой химической технологии им. М.В. Ломоносова по адресу: 119571, Москва, пр-т Вернадского, д. 86, ауд. М-119.


С диссертацией можно ознакомиться в библиотеке Московской государственной академии тонкой химической технологии им. М.В. Ломоносова по адресу: Москва, пр-т Вернадского, д. 86.


Автореферат разослан « » октября 2007 г.


Ученый секретарь

диссертационного совета

кандидат технических наук

Анохина Елена Анатольевна


^ ОБЩАЯ ХАРАКТЕРИСТИКА РАБОТЫ


Актуальность работы. Разработка энергосберегающих схем ректификации многокомпонентных смесей является важной задачей технологии органического и нефтехимического синтеза. Ректификация являются наиболее широко используемым процессом для разделения смесей органических продуктов на отдельные фракции, однако этот процесс обладает высокой энергоемкостью, и во многих случаях энергозатраты достигают 70% от всех энергозатрат на производство в целом. Благодаря крупнотоннажности производств основного органического и нефтехимического синтеза, даже незначительное снижение энергопотребления обеспечивает существенный экономический эффект для производства в целом. Выбор оптимальной технологической схемы ректификации (ТСР) осложняется поливариантностью организации процесса ректификации. Анализ производств органического и нефтехимического синтеза показывает, что многие установки работают в неоптимальных режимах. Снижение энергоемкости подсистемы разделения требует применения комплексного подхода и совершенствования, как рабочих параметров, так и структуры ТСР. Значительно снизить энергопотребление можно за счет приближения реального процесса к, термодинамически обратимому. На практике это можно достичь путем организации процесса с частично или полностью связанными тепловыми и материальными потоками (ТМП).


Цель работы. Разработка энергосберегающих схем ректификации многокомпонентных смесей органических продуктов, образующихся в процессе каталитического крекинга.

Методы исследования. Для решения поставленной задачи в работе используются методы трансформации ТСР, математическое моделирование схем ректификации и вычислительный эксперимент.


Научная новизна.

  1. Выявлены два направления структурного совершенствования существующих абсорбционных газофракционирующих установок (АГФУ) нефтеперерабатывающих заводов (НПЗ): переход к полностью ректификационной схеме разделения или интеграция тепловых и материальных потоков в АГФУ;

  2. С целью повышения термодинамической и энергетической эффективности разделения предложено использовать комплекс с частично связанными тепловыми и материальными потоками, объединяющий фракционирующий абсорбер и пропан-пропиленовую колонну;

  3. Изучено влияние количества направляемого во фракционирующий абсорбер из колонны депропанизатора парового потока на суммарные энергозатраты и выявлено существование режима, при котором все тепло подводится через кипятильник ректификационной колонны;

  4. Проведен анализ вариантов организации теплоинтеграции колонн АГФУ разделения продуктов каталитического крекинга на четыре фракции, и определено, что ее применение наиболее эффективно при близких рабочих давлениях в аппаратах исходной схемы.


Практическая значимость.

  1. Полученные данные позволяют рекомендовать для снижения энергозатрат на разделение применять теплоинтеграцию между фракционирующим абсорбером и колонной депропанизатором нефтеперерабатывающим заводам и нефтехимическим предприятиям.

  2. Установлено, что использование схемы с частично связанными тепловыми и материальными потоками обеспечивает снижение энергозатрат на разделение в АГФУ на 16%.

  3. Показано, что применение трехколонной схемы АГФУ снижает энергозатраты на разделение на 10%.

  4. Установлено, что переход к полностью ректификационному разделению обеспечивает экономию энергоресурсов на 10%.

  5. Установлено, что в качестве абсорбента для выделения сухого газа можно использовать фракцию С5+.


Апробация работы. Отдельные разделы диссертации докладывались на: XI Международной научно-технической конференции «Наукоемкие химические технологии 2006», (Самара, 2006 г.); Международной конференции по химической технологии ХТ’07, (Москва, 2007 г.).

^

Публикации. По теме диссертации опубликовано 5 печатных работ, в том числе 2 статьи в журналах, рекомендованных ВАК.



Объем и структура работы. Диссертационная работа включает в себя введение, 3 основные главы, выводы, приложение и библиографический список. Диссертация изложена на 203 страницах машинописного текста, содержит 106 таблицы, 45 рисунков и библиографию из 96 наименований.


^ ОСНОВНОЕ СОДЕРЖАНИЕ РАБОТЫ

В введении обоснована актуальность работы, сформулированы цели и задачи исследования, дано краткое описание структуры диссертации и содержание основных глав.


В первой главе представлен обзор литературы по методам и алгоритмам синтеза оптимальных технологических схем ректификации. Проведено сопоставление различных методов организации схем ректификации, в частности установок ГФУ и АГФУ российских нефтеперерабатывающих и нефтехимических предприятий. Рассмотрены теоретические основы термодинамически обратимой ректификации и ректификационные комплексы, с частично связанными тепловыми и материальными потоками. Выявлено, что использование схем с частично связанными тепловыми и материальными потоками, позволяет значительно снизить энергопотребление по сравнению с обычными схемами. Рассмотрены принципы выбора критерия оптимизации.

Исходя из литературного обзора, сформулированы задачи исследования:

  • Анализ эффективности работы существующей АГФУ Куйбышевского НПЗ;

  • Параметрическая оптимизация фракционирующего абсорбера и выявление эффективности его замены на ректификационную колонну;

  • Синтез возможных четырехколонных и трехколонных вариантов АГФУ;

  • Синтез комплексов с частично связанными тепловыми и материальными потоками, в том числе, с объединением фракционирующего абсорбера и депропанизатора;

  • Оценка эффективности полученных технологических решений по критериям энергозатрат на разделение и капитальных затрат



Во второй главе представлены объекты и методы исследования, приведены основные физико–химические свойства разделяемых веществ, параметры моделей парожидкостного равновесия (ПЖР).

Рассмотрены наиболее широко используемые математические модели ПЖР и дано их краткое описание. Проведено сопоставление экспериментальных данных ПЖР бинарных составляющих исследуемой многокомпонентной смеси широкой фракции легких углеводородов (ШФЛУ). Показано, что наилучшим образом исследуемая смесь описывается с помощью модели Peng-Robinson.

Поскольку в данной работе проводится проектная разработка установок ГФУ, то это позволяет использовать энергетические затраты процесса ректификации в качестве основного критерия оптимизации:



где k – количество кипятильников; Qi – тепловая нагрузка i-ого кипятильника.

В третьей главе проводится параметрическая оптимизация работы установки АГФУ Куйбышевского нефтеперерабатывающего завода, введенная в эксплуатацию в 1971 году (рис. 1).



Рис.1. Установка АГФУ Куйбышевского НПЗ.

На первом этапе работы, была проведена оптимизация режима работы фракционирующего абсорбера К1 (рисунок 2, а).



а



б

Рис.2. Фракционирующий абсорбер

а – исходный вариант; б – предложенный вариант

Исходным сырьем установки АГФУ являются потоки нестабильного бензина (НБ), жирного газа (ЖГ) и газового конденсата (ГК) с установок каталитического крекинга 43-102/1,2,3, которые подаются на 44, на 22 и под 22 тарелки фракционирующего абсорбера соответственно. Наверх колонны К1 подается поток абсорбента - стабильного бензина (СБ) из колонны стабилизации К2. В качестве верхнего продукта получают сухой газ (СГ), а из куба абсорбера отбирают деэтанизированный бензин (ДБ).

Путем вычислительного эксперимента, изменяя тарелки подачи питания, нами показано, что наименьшими энергозатратами характеризуется режим с подачей нестабильного бензина на 21-ую тарелку, жирного газа и газового конденсата на и под 11 тарелку. Такой режим работы обеспечит снижение энергозатрат аппарата на 8 %, а всей технологической схемы на 2,5 %.



Рис.3. Зависимость нагрузки на кипятильник фракционирующего абсорбера от тарелок питания.

Поскольку абсорбция является экзотермическим процессом, то часто на нефтехимических предприятиях ФА снабжают одним или несколькими циркуляционными холодильниками в верхней части. Поэтому нами была исследована эффективность такого подхода для снижения затрат в ФА Куйбышевского НПЗ. Расположение циркуляционного холодильника меняли по высоте колонны, определяя расход стабильного бензина и содержание пропана и пропилена в сухом газе.

Были рассмотрены нагрузки на рециркуляционный теплообменник Q = -0,5; Q = -0,75; Q = -1; Q = -1,25 и Q = -1,5 ГДж/ч. С увеличением теплоотвода, уменьшение расхода стабильного бензина составляет от 2 до 3,5% и снижается содержание пропан-пропиленовой фракции ППФ в сухом газе, что свидетельствует об увеличении степени извлечения фракции С3.

Однако при этом растут энергозатраты в кубе. Экономическая оценка показала, что использование циркуляционного теплообменника нецелесообразно, поскольку затраты на пар и воду существенно выше и несоизмеримы с прибылью от продажи дополнительного количества ППФ.


Анализ работы газофракционирующих установок нефтехимических предприятий еще в 70-х годах прошлого века показал, что наиболее эффективным техническим решением является применение ректификационных процессов разделения. В частности, такие установки сейчас работают на Нижнекамском и Тобольском НХК. С целью минимизации капитальных затрат на реконструкцию АГФУ Куйбышевского НПЗ, нами рассмотрен вариант организации процесса за счет замены ФА на ректификационную колонну с рабочим давлением 2,4 МПа.

Расчеты выполняли в проектно-поверочном варианте. В качестве исходных данных задавали количество, состав и температуру исходной смеси, эффективность колонн, перепад давления в аппаратах, содержание основного компонента в продуктовых потоках, тарелку питания. В результате расчета получали флегмовое число (для ректификационной колонны), тепловые нагрузки на куб и дефлегматор, конструктивные параметры аппаратов.

Оптимальную тарелку питания определяли так, чтобы нагрузки на кипятильник и конденсатор колонны были минимальными, при поддержании качества продуктовых потоков на заданном уровне (Табл. 1).


^ Таблица 1. Оптимальные режимы работы аппаратов.

Наименование

аппарата

Тарелки

питания

Qкип,

ГДж/час

Qдеф,

ГДж/час

Исходная схема с фракционирующим абсорбером

Фракционирующий абсорбер К1

40/34

7,31

-

Колонна стабилизации К2

35

10,11

7,99

Пропановая колонна К3

44

4,16

2,48

Бутановая колонна К4

46

2,52

3,76

Σ

24,09

14,23

Предложенная схема с ректификационной колонной

Ректификационная колонна К1

44/36

10,13

0,23

Колонна стабилизации К2

24

5,04

8,96

Пропановая колонна К3

47

4,12

2,49

Бутановая колонна К4

45

2,28

3,51

Σ

21,57

15,19


Поскольку при этом температура на верхней тарелке составляет всего 14,9 оС, то требуется применение захоложенной воды или рассола. Это может значительно удорожить процесс. Поэтому мы предложили использовать холод, получающийся при дросселировании самого сухого газа, поскольку в дальнейшем он используется как топливо при низком давлении (рис. 4).



Рисунок 4. Схема организации процесса дросселирования.

1 – Ректификационная колонна, 2 – дроссель, 3– холодильник конденсатор, ^ I – поток дистиллята, II – поток флегмы, III – поток дистиллята после дросселирования.


При необходимом потоке флегмы 145,5 кг/час и общем потоке пара 1454,5 кг/час, за счет дросселирования 90 % потока удается получить температуру -6 оС и обеспечить необходимый отвод тепла конденсации.

По данным теплового баланса и ценам на энергоносители были рассчитаны энергетические затраты (рис. 5).



Рисунок 5. Диаграмма энергетических затрат.

Стоимости энергоносителей взяты за 2005 год.

Видно, что использование ректификационной колонны для деэтанизации сырья позволит снизить затраты на разделение на 10 %.


При наличии четырех продуктовых потоков в соответствии с известной формулой С.В. Львова имеются пять, а при трех продуктах – два варианта организации ректификации в простых двухсекционных колоннах. Поскольку поливариантность схем в АГФУ развивается только за счет изменения порядка выделения на стадии ректификации, а ФА всегда ей предшествует, то соответственно может быть реализовано пять четырехколонных вариантов. Существующая схема представлена на рис.1, остальные на рис.6.

Для определения варианта, имеющего минимальные энергозатраты на разделение, нами проведен расчет каждой из схем с параметрической оптимизацией (рис.1, 6). Отметим, что энергозатраты пропорциональны финансовым затратам, поскольку на НПЗ обогрев кубов колонн печной, то стоимость энергоресурсов не зависит от их температуры.




Схема 1



Схема 2



Схема 3



Схема 4

Рис. 6. Варианты организации технологической схемы АГФУ.


В соответствии с действующим технологическим регламентом установки, после выделения, поток изопентановой фракции смешивается с потоком стабильного бензина. При таких продуктовых потоках целесообразно применять трехколонную систему, которая имеет два варианта (рис.7). Уменьшение числа колонн предопределяет изменение режимов работы, поскольку абсорбент содержит, в том числе и смесь пентанов.




Схема 5



Схема 6

Рис. 7. Варианты организации трех аппаратной схемы АГФУ.


Для всех аппаратов в технологических Схемах 5 и 6 были определены: основные технологические параметры при фиксированном качестве продуктовых фракций и оптимальные положения тарелок питания. Расчетные данные по этим схемам представлены в таблицах 3 – 5, рис.8. Видно, что Схема 5 и Схема 6 имеют значительные преимущества перед другими вариантами.


^ Таблица 3. Технологические параметры аппаратов исходной схемы АГФУ Куйбышевского НПЗ.

^ Название колонны

Температура, оС

Давление, атм.

Тарелка питания

^ Q кип, ГДж/час

Верх

Низ

Фракционный абсорбер К1

41

120

11,5-12,4

40/34

7,31

Колонна стабилизации К2

70

175

7,5-10

35

10,11

Пропановая колонна К3

40

106

15,6-17,1

44

4,16

Бутановая колонна К4

51

96

5,4-6,6

46

2,52

Σ

24,1


^ Таблица 4. Технологические параметры аппаратов схемы 5.

^ Название колонны

Температура, оС

Давление, атм.

Тарелка питания

^ Q кип, ГДж/час

Верх

Низ

Фракционный абсорбер К1

41

120

11,5-12,4

40/34

7,31

Пропановая колонна К2

65

174

14,0-16,0

42

9,27

Бутановая колонна К3

30

157

5,5-6,6

40

6,16

Σ

22,7

^ Таблица 5. Технологические параметры аппаратов схемы 6.

^ Название колонны

Температура, оС

Давление, атм.

Тарелка питания

^ Q кип, ГДж/час

Верх

Низ

Фракционный абсорбер К1

41

120

11,5-12,4

40/34

7,31

Колонна стабилизации К2

37

189

11,0-12,0

41

3,54

Пропановая колонна К3

47

110

16,2-17,0

38

17,86

Σ

28,7




Рис. 8. Диаграмма энергетических затрат на разделение.


Расчет экономических затрат на энергоносители проведен в ценах 2005 года.

Видно, что схема 5 является оптимальной по затратам на разделение, а схема которая эксплуатируется на заводе, находится на втором месте. Таким образом, переобвязка исходной схемы позволяет уменьшить общие затраты на разделение на 5,81%, при этом качество продуктов удовлетворяет требованиям завода.


Для оценки капитальных затрат, с помощью программного комплекса PRO II определены и приведены в соответствии с российскими ГОСТами конструктивные параметры аппаратов (Табл.6-8).


^ Таблица 6. Конструктивные параметры исходной схемы АГФУ Куйбышевского НПЗ.

^ Название колонны

Диаметр колонны, м

Высота, м

Число теор. тарелок

Расчетный

По ГОСТу

Фракционный абсорбер К1

1,067

1,219

1,2

1,4

28,58

13,74

45

20

Колонна стабилизации К2

1,067

1,524

1,2

1,6

26,75

19,08

42

28

Пропановая колонна К3

1,067

1,2

43,74

68

Бутановая колонна К4

1,067

1,2

40,69

63


Таблица 7. Конструктивные параметры схемы 5.

^ Название колонны

Диаметр колонны, м

Высота, м

Число теор. тарелок

Расчетный

По ГОСТу

Фракционный абсорбер К1

1,067

1,372

1,2

1,4

28,58

13,74

45

20

Пропановая колонна К2

1,219

1,372

1,2

1,4

29,19

11,91

46

17

Бутановая колонна К3

1,524

1,372

1,6

1,4

23,35

19,84

35

30


Таблица 8. Конструктивные параметры схемы 6.

^ Название колонны

Диаметр колонны, м

Высота, м

Число теор. тарелок

Расчетный

По ГОСТу

Фракционный абсорбер К1

1,067

1,219

1,2

1,4

28,58

13,74

45

20

Колонна стабилизации К2

1,524

1,829

1,6

1,8

23,35

25,11

35

37

Пропановая колонна К3

1,067

1,2

40,69

63


По данным таблиц 6 – 8 были оценены капитальные затраты для предложенных вариантов технологических схем разделения.

Оценочные капитальные затраты представлены в таблице 9. Исходя из срока службы установки 30 лет, нами были определены ежегодные амортизационные отчисления.


Таблица 9. Капитальные затраты.

^ Технологическая схема

Капитальные затраты, млн. руб.

Амортизационные отчисления, тыс. руб./год

Исходная схема

22,5

730

Схема 5

17,3

560

Схема 6

18,1

600

Ежегодные амортизационные отчисления графически представлены на рис. 9.



Рис. 9. Диаграмма амортизационных отчислений.

И по этому параметру оптимальным вариантом является Схема 5, при этом заводская схема стоит на последнем месте, ее амортизационные отчисления и капитальные затраты выше на 23 %. Данные цифры являются оценочными, требующими дополнительных уточнений и поправок, однако они позволяют оценить преимущества предложенного варианта.


На следующем этапе нами была рассмотрена возможность перехода от технологической схемы разделения, состоящей из простых двухсекционных колонн к схемам, содержащим комплексы с частично связанными тепловыми и материальными потоками.

Разработанные на кафедре ХТООС под руководством проф. Тимошенко А.В. алгоритмы синтеза схем с частично связанными тепловыми и материальными потоками основаны на объединении двух или нескольких колонн ректификационной последовательности в единый комплекс.

В рассматриваемом нами случае один из аппаратов является фракционирующим абсорбером. До настоящего времени возможности объединения фракционирующего абсорбера и ректификационной колонны в один комплекс с частично связанными тепловыми и материальными потоками не исследовалась.

Поскольку мы показали, что наименьшим значением критерия оптимизации обладает технологическая схема 5 (рис. 7), то именно этот вариант подвергали трансформации. Исходя из ее структуры, можно получить несколько различных комплексов с частично связанными тепловыми и материальными потоками. При этом происходит интеграция К1 и К2 (рис.10), К2 и К3 (рис.12), или всех колонн (рис.11).

Следует отметить, что при сохранении структуры потоков, полученные схемы можно преобразовать как в традиционном виде основной колонны и боковой секции (рис. 10а, 11а, 12а), так и в виде двух колонн или нескольких колонн, связанных тепловыми и материальными потоками (рис. 10б, 11б, 12б).

Расчет комплексов осуществлялся в проектно-поверочном варианте. Целью являлось перераспределение потоков таким образом, чтобы нагрузка на кипятильники К1 (рис.10), К1 и К2 (рис.12), или К2 (рис.11) была равна нулю с точностью 0,01%.



а



б

Рисунок 10. Схема объединения аппаратов К1 и К2 (Схема 7).

Для этого, изначально величина потока S2,1 возвращаемого в предыдущий аппарат, задавалась равной 0,0001 кг/час и затем с небольшим шагом ее увеличивали. При этом увеличивается количество тепла переданного из аппарата К2 в аппарат К1, что приводит к снижению суммарной нагрузки на кипятильник предшествующей колонны.


^ Таблица 10. Нагрузки на кипятильники колонн К1 и К2 схемы 7 в зависимости от величины потока S2,1.

Поток S2,1

^ Нагрузка на куб, ГДж/час

кг/час

К1

К2

Общая

0

10,07

8,03

18,1

59

10,04

8,047

18,09

585

9,37

8,17

17,54

2862

8,43

8,74

17,17

3961

7,78

9,06

16,84

5031

7,14

9,39

16,54

6585

6,14

9,94

16,08

8078

5,26

10,52

15,78

10459

3,79

11,54

15,33

14948

1,17

13,58

14,75

17130

0,01

14,55

14,56

17220

0,00

14,59

14,59


Увеличение потока S2,1 приводит к снижению нагрузок на кипятильник фракционирующего абсорбера. Одновременно с этим наблюдается рост энергозатрат на кипятильник колонны К2. При увеличении потока S2,1 до 17220 кг/час, нагрузка на куб К1 снижается практически до нуля. При этом нагрузка на куб К2 увеличивается с 8,03 до 14,59 ГДж/час и обеспечивает необходимое количество тепла для осуществления разделения в обоих аппаратах.

В схеме 5 суммарные тепловые нагрузки на кипятильники колонн К1 и К2 составляли 18,1 ГДж/час, а в предложенной схеме совмещения – 14,59 ГДж/час. Таким образом, реализации Схемы 7 позволит сократить энергозатраты аппаратов К1 и К2 на 19,39 % по сравнению с аппаратами Схемы 5.

Суммарные энергозатраты схемы 7 представлены в таблице 11.


^ Таблица 11. Суммарные энергозатраты схемы 7.




K1

K2

K3

Общие

Конденсатор, ГДж/час

-

-1,96

-10,43

-12,39

Кипятильник, ГДж/час

0

14,59

6,31

20,90

Притом, что суммарные нагрузки на схему 5 составляли 22,74 ГДж/час, применение схемы 7 позволит снизить энергозатраты на 8,09%.


На рисунке 12 представлена Схема 8, полученная путем преобразования Схемы 5 за счет объединения колонн К1, К2 и К3 в один аппарат.



а



б

Рис. 12 Схема объединения аппаратов К1, К2 и К3 (Схема 8).


Поскольку комплексы со связанными потоками работоспособны при обеспечении одинакового давления во всех его колоннах, а исходная схема имеет различные давления в колоннах, то перед расчетом Схем 7 – 9 давление в объединяемых аппаратах повышали до выравнивания. Таким образом, если в Схеме 7 изменение давления было относительно невысоким, то в Схемах 8 и 9 увеличение давления в секциях К3 оказалось значительным. Изменение давления в колонне К3 Схемы 5 неблагоприятно влияет на энергетику процесса (Табл. 12) и приводит к увеличению нагрузки кипятильника колонны К3 на 62,5%


Таблица 12. Изменение нагрузки кипятильника К3 при изменении давления.

^ Давление в колонне К3, атм

Нагрузка на кипятильник К3, ГДж/час

Температура куба К3, оС

6

6,3142

151,87

7

6,5989

156,87

8

7,0259

164,59

9

7,4433

171,65

10

7,8533

178,18

12

8,6607

190,07

16

10,2626

210,11


В Схеме 8 при увеличении потока S3,2 происходит перераспределение тепловой нагрузки между аппаратами. Нагрузка на кипятильник К2 падает, а на кипятильник К3 растет (Табл. 13).

^ Таблица 13. Нагрузки на кипятильники в зависимости от величины потока S3,2.

Поток S3,2

^ Нагрузка на куб, ГДж/час

кг/час

К2

К3

Общая

0

14,59

10,27

24,86

494

14,52

10,33

24,85

1762

14,17

10,34

24,51

4869

12,93

10,84

23,77

19563

7,10

14,30

21,41

28519

3,87

16,84

20,72

32632

2,48

18,01

20,49

39728

0,23

20,01

20,23

40443

0

20,23

20,23

При увеличении потока S3,2 до 40443 кг/час, нам удалось снизить нагрузка на куб К1 до 0 (± 0,1%) кДж/час. При этом нагрузка на куб К3 увеличивается с 10,27 до 20,23 ГДж/час и обеспечивает необходимое количество тепла для осуществления разделения во всех аппаратах схемы 8.

Суммарные энергозатраты схемы 8 представлены в таблице 14.

^ Таблица 14. Суммарные энергозатраты схемы 8.




K1

K2

K3

Общие

Конденсатор, ГДж/час

-

-2,13

-3,85

-5,98

Кипятильник, ГДж/час

0

0

20,23

20,23

Видно, что по сравнению с исходной Схемой 5 снижение суммарной нагрузки на кипятильники составляет 11,08%.

При преобразовании Схемы 5 путем интеграции потоков К2 и К3 (рис.13) были получены результаты, представленные в табл. 15, 16.



а



б

Рис. 13. Схема объединения аппаратов К2 и К3 (Схема 9).

^ Таблица 15. Нагрузки на кипятильники в зависимости от величины потока S3,2.

Поток S3,2

Нагрузка на куб, ГДж/час

кг/час

К2

К3

Общая

0

8,03

10,27

18,30

497,6

8,49

10,75

19,24

3497,7

7,32

10,62

17,94

6892,3

5,99

11,22

17,21

10184,2

4,69

11,91

16,60

19560,3

1,08

14,31

15,39

21973,9

0,19

14,98

15,18

22547,5

0

15,12

15,12


Увеличение потока S3,2 приводит к снижению нагрузок на кипятильник пропановой колонны. При увеличении его до 22545 кг/час, нагрузка на куб К2 снижается практически до нуля. При этом нагрузка на куб К3 увеличивается с 10,27 до 15,12 ГДж/час и обеспечивает необходимое количество тепла для осуществления разделения в аппаратах К2 и К3 схемы 9.

Суммарные энергозатраты схемы 9 представлены в таблице 16.


^ Таблица 16. Суммарные энергозатраты схемы 9.




K1

K2

K3

Общие

Конденсатор, ГДж/час

-

-2,13

-3,84

-5,98

Кипятильник, ГДж/час

10,07

0

15,12

25,19



По сравнению со Схемой 5, энергопотребление Схемы 9 возрастает на 10,77 %. Очевидно это связано с ростом энергозатрат на разделение в К3 при повышении давления, которое не компенсируется теплоинтеграцией и повышением термодинамической эффективности за счет интеграции К2 и К3.


На рисунке 14 приведено сопоставление исследованных технологических схем по критерию энергозатрат на разделение.



Рис. 14. Диаграмма сравнения энергетических затрат


Видно, что оптимальной по энергетическим затратам на разделение является Схема 8. Исходная схема, которая эксплуатируется на заводе, находится на четвертом месте по энергетическим затратам и на 16,06 % потребляет больше энергии, чем Схема 8.


Выводы

На основании проделанной работы можно сформулировать ряд выводов:

  1. Выявлены два направления структурного совершенствования существующих абсорбционных газофракционирующих установок (АГФУ) нефтеперерабатывающих заводов (НПЗ): переход к полностью ректификационной схеме разделения или интеграция тепловых и материальных потоков в АГФУ;

  2. Впервые проведена интеграция тепловых и материальных потоков фракционирующего абсорбера и ректификационной колонны и продемонстрирована эффективность такого решения;

  3. Проведен анализ энергетической эффективности 10 схем ГФУ и АГФУ и показано, что наиболее энергетически эффективные решения достигаются путем интеграции тепловых и материальных потоков;

  4. Установлено, что можно использовать в качестве абсорбента С5+ фракцию углеводородов;

  5. Предложено несколько вариантов модернизации существующей технологической схемы. Показано, что изменение последовательности выделения продуктовых фракций и переход от 4-х колонной схемы к 3-х колонной, позволит снизить энергозатраты на 10%, а схема с частично связанными тепловыми и материальными потоками обеспечивает снижение энергозатрат на разделение на 16% по сравнению с существующим вариантом;

  6. Выявлено, что при значительной исходной разнице в рабочих давлениях колонн их теплоинтеграция является неэффективной;

  7. При реконструкции АГФУ целесообразно сохранить фракционирующий абсорбер и провести его интеграцию с пропановой колонной, что обеспечит снижение энергозатрат на 13,24% при относительно небольших капитальных вложениях.



^ Основное содержание диссертации изложено в следующих публикациях:

  1. Голованов М.Л. Оптимизация работы фракционирующего абсорбера газофракционирующей установки / М.Л. Голованов, С.А. Востропятова, А.В. Тимошенко // Наукоемкие химические технологии –2006: тез. док. XI Международной научно-технической конференции / Самара, 2006. – С.82.

  2. Голованов М.Л., Востропятова С.А., Тимошенко А.В., Воронов Е.Н. Возможность снижения энергозатрат при газофракционировании на НПЗ // Химическая промышленность сегодня. – 2007. – №6. – С.49-55.

  3. Голованов М.Л., Оскирко А.В., Тимошенко А.В., Воронов Е.Н. Повышение эффективности АГФУ Куйбышевского НПЗ путем замены фракционирующего абсорбера на ректификационную колонну // Вестник МИТХТ. – 2007. – Т.2 – №2. – С.55-58.

  4. Голованов М.Л. Повышение эффективности АГФУ Куйбышевского НПЗ путем замены фракционирующего абсорбера на ректификационную колонну / М.Л. Голованов, А.В. Оскирко, А.В. Тимошенко //: тез. док. Международной конференции по химической технологии ХТ’07. / Москва, 2007. – Т.2. – С.146.

  5. Голованов М.Л., Андрианова О.В., Тимошенко А.В., Воронов Е.Н. Определение оптимальной последовательности ректификационного разделения в структуре АГФУ ОАО «Куйбышевский НПЗ» // Химическая промышленность сегодня. – 2007. – №8. – С.41-47.






Скачать 362.15 Kb.
оставить комментарий
Голованов Михаил Леонидович
Дата06.05.2012
Размер362.15 Kb.
ТипАвтореферат, Образовательные материалы
Добавить документ в свой блог или на сайт

отлично
  1
Ваша оценка:
Разместите кнопку на своём сайте или блоге:
rudocs.exdat.com

Загрузка...
База данных защищена авторским правом ©exdat 2000-2017
При копировании материала укажите ссылку
обратиться к администрации
Анализ
Справочники
Сценарии
Рефераты
Курсовые работы
Авторефераты
Программы
Методички
Документы
Понятия

опубликовать
Загрузка...
Документы

Рейтинг@Mail.ru
наверх