Проект установки гідроочищення дизельного палива потужністю 2050 тис т/рік

Реферат Пояснювальна записка.

У даному дипломному проекті розглядається процес гідроочищення дизельного палива, проведені основні проектувальні розрахунки (матеріальний, енергетичні і технологічні розрахунки устаткування).

У проекті представлені фізико-хімічні характеристики сировини, основних і проміжних продуктів процесу, описана технологічна схема процесу гідроочищення дизельного палива, вказані норми технологічного режиму. Вказані характеристики і норми утворення відходів; дана характеристика виробничих небезпек. Підібрані засоби контролю і автоматизації технологічного процесу.

Метою роботи є проектування процесу гідроочищення дизельного палива заданої потужності із розробкою технологічної схеми і підбором основного технологічного устаткування.

У даному дипломному проекті як нове технологічне рішення запропонована оптимізація схеми теплообміну установки гідроочищення дизельних палив в частині схеми теплообміну блоку гідроочищення вихідної сировини з метою її оптимізації для зменшення споживання паливного газу та електроенергії.

У дипломному проекті річна продуктивність по гідроочищеному дизельному паливу складає 2050 тис. т/рік. Сировина змішується з водневовмісним газом, який нагнітається компресором, підігрівається до 320−400^оС і подається в реактор процесу гідроочищення, де відбуваються реакції деструкції сіркоорганічних, кисеньі азотовмісних сполук. Продукти розкладання насичуються воднем із заснуванням сірководню, води, аміаку і граничних чи ароматичних вуглеводнів. У процесі гідроочищення застосовуються алюмокобальтмолібденовый (АКМ) і алюмонікельмолібденовый (АНМ) каталізатори.

Запропоноване нове технологічне рішення — з метою зниження втрат вуглеводнів запропоновано використовувати вуглеводневий газ, який виділяється очищеного дизельного палива у ємності С-225, як паливо установки гідроочищення. Очікуваний економічний ефект від впровадження даного технічного рішення складає 9 712 560 грн/рік, що вказує на доцільність упровадження запропонованого технологічного рішення.

Ключові слова: сировина, гідроочищення дизельного палива, гідрогенізат, вуглеводневий газ, сірководень, каталізатор, реактор.

Зміст Вступ

1. Аналітичний огляд

2. Характеристика сировини, реагентів, готової продукції

3. Нові технічні рішення, прийняті у проекті

4. Опис технологічної схеми

5. Матеріальний і тепловий баланси

6. Вибір і розрахунок основного апарату

7. Вибір допоміжного обладнання

8. Автоматизація реакційного вузла

9. Використання ЕОМ у дипломному проекті

10. Техніко-економічне обґрунтування виробництва Висновки Список використаної літератури

Вступ У багатьох країнах світу нафтопереробна промисловість міркує над рішенням проблем, пов’язаних із впровадженням більш суворих специфікацій на моторні палива й зі зміною попиту на них. Особливо швидко за кордоном змінюються специфікації на бензин і дизельне паливо, змушуючи нафтопереробників інвестувати кошти на будівництво нових, або в реконструкцію діючих установок. З 01.01.2005р. у ЄС діють норми із викидами шкідливих речовин для автомобільної техніки Євро 4, які регламентують вміст сірки в дизельному паливі до 0,05%. До 2015 року планується весь дизельний транспорт перевести на пальне з ультра низьким змістом сірки до 0,01%. Зниження вмісту сірки в дизельному паливі можна досягнути шляхом гідроочищення, яке проводять у жорсткіших умовах. Зазначена мета також може бути досягнута добором нового, ефективнішого для такого типу сировини, каталізатора. Більшість реакторів переробки нафтової сировини, що зараз знаходяться в експлуатації, спроектовані і побудовані у середині 1970;х років. Оскільки виходи продуктів та їх якість змінилися, багато нафтопереробників змогли одержати переваги від використання прогресу з розробки каталізаторів й уникнути великих капіталовкладень до своїх установок. Але, щоб надалі повністю реалізувати потенціал реакторної системи економічно ефективно, необхідна докладна оцінка робочих характеристик і конструкції існуючих реакторних систем разом із ретельним розглядом наявних варіантів модернізації реакторів. По вдосконаленню якості дизельних палив великих зусиль докладають європейські країни. Вони ухвалюють концепцію жорсткості вимог до цього виду палива, особливо з змісту у ньому сірчистих сполук. Нині обмежена кількість нафтопереробних заводів у світі може отримувати дизельне пальне з ультранизким змістом сірчистих сполук. Крім цього, у цих паливах передбачається зменшення присутності ароматичних вуглеводнів, 98%-й точки википання фракції і підвищення цетанового числа (нині 52 пункту, а перспективі до 55−58 пунктів).

Процес гідроочищення — одноступінчатий процес, який проходить при найбільш м’яких, проти гидрокрекинга і деструктивної гидрогенизації, умовах. Процес протікає при 320—410°С, 3,0—6,0 МПа, циркуляції водородовмісного газу 200—800 нм³/м³ сировини й об'ємної швидкості 3 — 10год^-1 із застосуванням каталізатора (зазвичай алюмокобальтмолибденовий чи алюмонікельмолібденовий). Гідроочищення може зазнавати різна сировина, одержувана як із первинної перегонці нафти, так і при термокаталітичних процесах, від газу до олій і парафіну. Найбільше застосування гидроочищення має для одержання реактивного і малосірчаного дизельного палива з сірчистих і высокосірчастих нафт. При гідроочищенні відбувається часткова деструкція переважно сіркоорганічних і лише частково кисеньі азотовмісних сполук. Продукти розкладання насичуються воднем із заснуванням сірководню, води, аміаку і граничних чи ароматичних вуглеводнів. Видалення гетероатомов відбувається внаслідок розриву зв’язків C-S, C-N і C-O та реакції взаємодії вуглеводнів з воднем. При цьому сірка, азот і кисень виділяються відповідно у вигляді H₂S, NH₃ і H2O.

гідроочищення паливо автоматизація теплообмін

1. Аналітичний огляд Процес призначений для видалення сірчистих, азотистих, кисневмісних з'єднань з прямогонного дизельного палива (фракції 180 (230)-360⁰С) і гасової фракції (140−270 °С). У прямогонну сировину можливо залучення до 30% фракцій, отриманих вторинною переробкою нафти. Побічними продуктами процесу гідроочищення є низькооктановий бензин (відгін), вуглеводневий газ і сірководень.

Хімізм процесу гідроочищення.

Процес гідроочищення грунтується на реакції помірної гідрогенізації, в результаті якої сполуки сірки, кисню та азоту перетворюються у присутності водню і каталізатора у вуглеводні з виділенням сірководню, води й аміаку, олефіни перетворюються в більш стабільні вуглеводні парафінового або нафтенового рядів у залежності від природи олефінів у вихідної сировині. Оскільки процеси протікають при високих температурах, можливий частковий гідрокрекінг вуглеводнів, що супроводжується розривом зв’язків С-С і гідруванням утворених більш низькомолекулярних фрагментів.

Відносна швидкість і глибина протікання реакції залежить від умов процесу, фізико-хімічних властивостей сировини, що переробляється, застосовуваного каталізатора і його стану.

Нижче наведені схеми основних реакцій гідроочищення .

а) Реакція сірчистих сполук Залежно від будови сірчистих сполук меркаптани, сульфіди ациклічного або циклічного будов, дисульфіди і прості тіофени при гідроочищенні перетворюються на парафінові або ароматичні вуглеводні з виділенням сірководню.

1. Меркаптани:

RSH + H₂ RH + H₂S

2. Сульфіди:

а) ациклічні

RSR" + 2H₂ RH + R" H + H₂S

б) моноциклічні

в) біциклічні

3. Дисульфіди:

RSSR" + 3H₂ RH + R" H + 2H₂S

4. Тіофени:

5. Бензотіофени:

У перерахованих реакціях первинною є розрив зв’язку С-S і приєднання водню до утворених осколків. У результаті утворюються насичений вуглеводень і сірководень.

При гідроочищенні найбільш реакційно-здатними є меркаптани, сульфіди, дисульфіди. Стійкість сірчистих сполук при гідроочищенні зростає в наступному ряду:

меркаптани < дисульфіди < сульфіди < тіофени.

За одних і тих умов перші гідруються на 95%, ступінь гідрування тіофенів становить 40−50%. Збільшити перетворення тіофена можна підвищенням загального тиску і молярного співвідношення водню до сировини. При практичному здійсненні гідроочищення нафтових фракцій, що містять тиофен, досягти повного видалення сірки не вдається.

Усередині групи сірчистих сполук швидкість гідроочищення знижується з збільшенням молекулярної маси.

Швидкість гідроочищення зменшується зі збільшенням молекулярної ваги нафтових фракцій. Легкі прямогонні фракції бензин, гас очищаються значно легше, ніж фракції дизельного палива, що характеризується більш високою молекулярною вагою і вмістом сірчистих сполук, близьких до тіофенів.

Сірчисті сполуки взаємодіють також з металевими і окіснометалевими каталізаторами, переводячи їх в сульфідну форму. Залежно від складу каталізатора це призводить до його активуванню або викликає його отруєння або дезактивацію.

б) Реакції кисневмісних і азотовмісних сполук При гідроочищенні одночасно з знесірчюванням відбувається конверсія азотоі кисневмісних сполук з утворенням відповідно аміаку і води, а також вуглеводнів. Кисень в середніх дистилятах може бути представлений сполуками типу спиртів, ефірів, фенолів і нафтенових кислот. Азот у нафтопродуктах знаходиться в основному в гетероциклах — у вигляді похідних піролу і піридину. При однакової будові стійкість щодо гідрування зростає в ряду сполук:

сіркорганічні < киснеорганічні < < азоторганічні

1.Фенол:

2. Гідроперекись циклогексану:

3. Гідроперекись гептану:

С₇H₁₅OOH + 2H₂ C₇H₁₆ + 2H₂O

4. Піридин:

5. Хінолін:

6. Піррол:

У зв’язку з високою стійкістю азоторганічних з'єднань азот видаляється при гідроочищенні з великими труднощами. Сполуки, що містять азот в циклічних структурах, гідруются значно важче, ніж містяться в аміногруппах.

Встановлено, що піридин, піперидин, пірол видаляються порівняно легко, хінолін, м-крезол та анілін — більш стійкі, особливо м-крезол.

У процесі гідроочищення в значній мірі руйнуються металоорганічні з'єднання. Виділені при цьому метали відкладаються на каталізаторі. Ванадій відаляється на 98−100%, нікель на 93−98%. Вміст металів у продуктах вторинного походження в кілька разів вище, ніж у прямогонних фракціях.

в) Реакції вуглеводнів У процесі гідроочищення одночасно з реакціями сірчистих, азотистих і кисневих сполук протікають численні реакції вуглеводнів:

— Ізомеризація парафінових і нафтенових вуглеводнів,

— Насичення неграничних сполук,

— Гідрокрекінг,

— Гідрування ароматичних вуглеводнів та ін.

Ізомеризація парафінових і нафтенових вуглеводнів відбувається при будь-яких умовах знесірчення, інтенсивність гідрокрекінгу посилюється з підвищенням температури і тиску.

При більш високих температурах і низьких тисках відбувається часткове дегідрування нафтенових і дегідроциклізація парафінових вуглеводнів. У деяких випадках гідрогенізаційного знесірчювання ці реакції можуть служити джерелом отримання водню для реакцій власне знесірчювання, тобто забезпечують протікання процесу автогідроочищення.

Із супутніх до знесірчювання реакцій вуглеводнів особливий інтерес представляє насичення олефінових і ароматичних вуглеводнів.

Як показали дослідження, найбільш стійкими в процесі гідрування є ароматичні вуглеводні.

Моноциклічні (бензол і його гомологи) в помітній кількості гидруются при високому парціальному тиску водню (200 кгс/см² і вище).

Гідрування ароматичних вуглеводнів з конденсованими кільцями протікає легше і може відбуватися в умовах процесу гідроочищення.

При температурі 350−500 ^оС відбувається практично повне гідрування неграничних з'єднань за порівняно низькому парціальному тиску водню.

Основні умови проведення процесу Умови проведення процесу гідроочищення залежать від фракційного і хімічного складу сировини, від необхідного ступеня знесірчювання, застосовуваного каталізатора і його стану.

Основними параметрами гідроочищення є температура, тиск, об'ємна швидкість подачі сировини, кратність циркуляції водородовмісного газу, концентрація в ньому водню і активність каталізатора.

а) Температура Підбір оптимальних температур гідроочищення забезпечує як необхідну якість, так і тривалість безрегенераційного пробігу каталізатора і загального терміну служби каталізатора.

Для всіх типів сировини при тому ж рівні активності каталізатора ступінь знесірчювання зростає з підвищенням температури. Однак верхня межа підйому температури обмежена 400−420 ^оС. При подальшому підвищенні температури ступінь гідрування знижується: для сірчистих сполук незначно, для ненасичених вуглеводнів досить різко. При підвищеній температурі відбуваються реакції гідрокрекінгу, в результаті яких знижується вихід рідких продуктів і збільшується вихід газів і відкладення коксу на каталізаторі.

З плином часу зміст коксу на каталізаторі збільшується, і активність його поступово зменшується. Для збереження постійної глибини процесу гідрознесірчювання температуру в реакторі з часом доводиться підвищувати. Оптимальним інтервалом робочих температур залежно від сировини, що переробляється лежить в межах:

Таблиця 1 — інтервал робочих температур залежно від сировини, що переробляється.

При підвищенні температури кінця кипіння сировини на 5 ^оC середня температура в реакторі має бути збільшена на 3−5 °C для досягнення результату по сірці, що в свою чергу призводить до збільшення швидкості дезактивації каталізатора.

Найбільш доцільно вести процес гідроочищення при мінімальній температурі, що не викликає виникнення коксу.

Знесірчювання нафтових фракцій процес екзотермічний, тому температура суміші при проходженні нею шару каталізатора підвищується. Кількість тепла, що виділяється залежить від вмісту сірки і неграничних вуглеводнів в сировині.

б) Тиск З підвищенням тиску в системі збільшується ступінь знесірчювання сировини, зменшується коксоутворення і збільшується термін служби каталізатора.

При вивченні факторів, що впливають на глибину гідроочищення, було визначено, що гидруванню, в основному, сприяє не підвищення загального тиску в системі, а те, що з підвищенням загального тиску в системі гідроочищення зростає парціальний тиск водню. Загальна витрата водню з ростом тиску збільшується.

При гідроочищенні легких нафтових фракцій з збільшенням парціального тиску водню до 3,0 МПа (30 кгс/см²) ступінь гідрування сірчистих сполук збільшується досить різко, а вище 3,0 МПа (30 кгс/см²) вплив тиску на якість гідроочищення незначний. При очищенні більш висококиплячих фракцій підвищення тиску водню до дуже високих значень збільшує швидкість реакції, прискорюючи транспортування водню через плівку рідини до поверхні каталізатора. Межа підвищення тиску обмежується подорожчанням обладнання.

в) Об'ємна швидкість подачі сировини Об'ємною швидкістю називається відношення об'єму рідкої сировини, що подається в реактор протягом 1 години, до обсягу каталізатора, що знаходиться у реакторі.

Із збільшенням об'ємної швидкості зменшується час перебування сировини в реакторі і навпаки, із зменшенням об'ємної швидкості збільшується час контакту парів сировини з каталізатором і поглиблюється ступінь очищення. Одночасно зі збільшенням об'ємної швидкості зменшується витрата водню і ступінь закоксовування каталізатора.

Для кожного виду сировини визначається оптимальна об'ємна швидкість, при цьому необхідно враховувати й інші фактори: тип і стан каталізатора, температуру, парціальний тиск водню. Для досягнення необхідної якості палив при високих об'ємних швидкостях потрібне збільшення жорсткості режиму, тобто застосування більш високих температур і парціальних тисків.

При гідроочищенні легких дистилятів об'ємна швидкість може бути значно вище, ніж при гідроочищенні важких фракцій.

Оптимальна об'ємна швидкість подачі сировини при гідроочищенні гасових і дизельних фракцій знаходиться в межах 2−5 год^-1.

г) Кратність циркуляції водородовмістного газу і сировини Термодинамічні розрахунки показують, що вже в присутності теоретично необхідної кількості водню реакції гідрування можуть протікати до практично повного завершення. Однак швидкість реакцій при цьому буде вкрай мала внаслідок низького парціального тиску водню. Тому процес гідрознесірчювання проводять з надмірною кількістю водню.

При підвищенні вмісту водню в газосировинної суміші швидкість процесу збільшується, проте помітне зростання швидкості реакції при цьому відбувається тільки до певної межі. Збільшення обсягу циркулюючого водню знижує також коксоутворення на каталізаторі.

В даний час в промисловості застосовується в основному гидроочищення з рециркуляцією водородовмістного газу.

Відносна кількість подаваного водородовмістного газу виражається обсягом циркулюючого газу в нормальних кубометрах, що припадають на 1 м³ рідкої сировини. Чим вище концентрація водню в циркуляційному газі, тим нижче може бути кратність циркуляції.

Для процесу гідроочищення дизельного палива рекомендується кратність циркуляції 125 нм³/м³ сировини з об'ємною часткою водню 100%.

Концентрація водню в циркулюючому газі, в об'ємних частках, не менше 65%. Парціальний тиск водню в циркулюючому газі 1,8 МПа (18 кгс/см²).

Для процесу гідроочищення гасу рекомендується кратність циркуляції не менше 200 нм³/м³ сировини. Концентрація водню в циркулюючому ВВГ, в об'ємних частках, не менше 70%.

д) Активність каталізатора Чим вище активність каталізатора, тим з більш високою об'ємною швидкістю можна проводити процес і досягати більшої глибини знесірчення .

З часом активність каталізатора падає за рахунок відкладення сірки і коксу на його поверхні.

Зниження парціального тиску водню в циркулюючому газі і жорсткість режиму процесу сприяє закоксовуванню каталізатора.

Тому періодично раз на рік проводять регенерацію каталізатора, в результаті якої випалюється кокс і сірка, що відклалися на каталізаторі, і активність каталізатора відновлюється. Регенерацію каталізатора краще здійснювати на спеціалізованому підприємстві.

Поступово каталізатор '' старіє '' за рахунок рекристалізації і зміни структури поверхні, а також за рахунок адсорбції поверхнею каталізатора металоорганічних та інших речовин, що блокують активні центри.

У цьому випадку каталітична активність знижується безповоротно, і каталізатор замінюється на свіжий.

2. Характеристика сировини, реагентів, готової продукції

Таблиця 2 — Характеристика вихідної сировини.

Таблиця 3 — Характеристика реагентів та допоміжних матеріалів.

Таблиця 4 — Характеристика готової продукції.

3. Нові технічні рішення, прийняті у проекті

Проектною технологічною схемою установки гідроочищення передбачено виведення надлишку вуглеводневого газу, що утворюється в процесі стабілізації, з ємності стабільного дизельного палива (сепаратора) С-225:

— на факел;

— в лінію виведення вуглеводневого газу з колони К-204 на печі.

Виведення вуглеводневого газу з С-225 постійно проводиться за першим варіантом (на факел), тому що тиск в лінії виведення вуглеводневого газу з колони К-204 на печі постійно знаходиться в межах 1,5 — 2кгс/см², а тиск в сепараторі С-225 — 0,01−0,3 кгс/см². Кількість виводимого на факел вуглеводневого газу 200−250м³/час і є безповоротними втратами установки гідроочищення. Кількість скидного газу визначено по газовому витратоміру, встановленому на лінії факельних скидів з установки. Якісний склад газу, що скидається на факел з С-225, наступний:

Таблиця 5 — Якісний склад газу, що скидається на факел з С-225.

При розгляді якісних показників описаного складу вуглеводневого газу був зроблений висновок про те, що він може бути ефективним газовим паливом в печах установки гідроочищення.

Економічний ефект, від використання в якості палива скидного на факел вуглеводневого газу в кількості 200 м³/год (усереднено), наступний:

1) Середня щільність вуглеводневого газу, що скидається на факел:

(1,27+1,47+1,54+1,41)/4 = 1,42 кг/м³;

2) Масова витрата вуглеводневого газу, що скидається на факел:

200 м³/год * 1,42 кг/м³ = 285 кг/год

3) Середня величина теплотворної здатності вуглеводневого газу, що скидається на факел:

(14 501,6+15 786,9+17 240,8+15 256,6)/4 = 15 699 ккал/м³;

4) Розрахунок коефіцієнта переводу вуглеводневого газу в т.у.п.:

15 699ккал/м³: 1,42кг/м³ = 11 056 ккал/кг

11 056ккал/кг: 7000ккал/кг = 1,58 — коефіцієнт переводу вуглеводневого газу в т.у.п.

5) Розрахунок еквівалентної кількості природного газу:

1000 м³ природного газу — 1,15 т.у.п.

1000 кг вуглеводного газу — 1,58 т.у.п.

Отже

1,58 т.у.п. — 1374 м³

тобто

1000 кг/год вуглеводневого газу = 1374 м³/год природного газу або

285 кг/год вуглеводневого газу = 390 м³/год природного газу

6) Вартість природного газу, прийнята для оцінки реалізації проекту, становить 3113 грн. за 1000 м³ (квітень 2014р)

7) Річний економічний ефект від економії розрахованої витрати природного газу:

390 м³/год * 8000ч * 3113 грн. = 9 712 560грн/рік.

При цьому 8000 годин взято з урахуванням зупинкового ремонту, який може проводитися 1 раз на 2 роки. Тим не менш, в розрахунок приймається 8000 год, на випадок проведення чистки теплообмінного устаткування і можливих незапланованих зупинок.

Опис рішення

З метою зниження втрат вуглеводнів запропоновано використовувати даний вуглеводневий газ, як паливо установки гідроочищення. Для транспортування вуглеводневого газу запропоновано додатково змонтувати 190п.м. труби Ду100, починаючи від місця врізки проектної лінії з С-225 в лінію виведення вуглеводневого газу з колони К-204 (попередньо відключивши її від старої схеми), до печі П-201.

4. Опис технологічної схеми Сировина (фракція 230 — 360⁰С або фракція 140 — 270⁰С) насосами поз. Н- 1, 2,3 з промпарка дизельного палива подається у фільтр поз. Ф- 207/1,2 установки гідроочищення, де очищається від можливих механічних домішок і надходить на прийом сировинних насосів поз. Н- 201/1,2,3,4. Далі сировина подається на змішання з циркулюючим водневомісним газом, нагнітається відцентровим компресором поз. ЦК- 201. Отримана після змішання газосировинна суміш (ГСС) нагрівається до температури 160 — 180⁰С в міжтрубному просторі сировинних теплообмінників поз. Т- 202/4,3,2,1 потоком стабільного палива, що надходить з нижньої частини стабілізаційної колони поз. К- 201 в трубне простір теплообмінників.

Далі ГСС нагрівається до 250 — 320⁰С в міжтрубному просторі послідовно встановлених пар теплообмінників поз. Т- 201 / 1,2 потоком газопродуктовой суміші (ГПС) і догрівається до 300 — 400⁰С в печі поз. П- 201, температурний режим якої регулюється подачею паливного газу. Після печі поз. П- 201 газосировинна суміш прямує в реактори поз. Р- 201А і Р- 201, встановлені послідовно, де на каталізаторі відбувається гідрування сірчистих і азотистих сполук, що містяться в сировині, з утворенням сірководню та аміаку, а також відбувається частковий гідрокрекінг з утворенням вуглеводневого газу і легких бензинових фракцій. Настає у реакторі поз. Р- 201 газопродуктова суміш віддає своє тепло газосировинної суміші послідовно в теплообмінниках поз. Т- 201 /1,2 і з температурою 240 — 300⁰С направляється в «гарячий» сепаратор поз. С- 201, де розділяється на газову і рідку фази .

Парогазова суміш після сепаратора поз. С- 201 охолоджується спочатку в теплообміннику поз. Т- 205 (до 240⁰С), потім у повітряних холодильниках поз. Х- 201 / 1,2,3 і водяному холодильнику поз. Х- 202 / 1,2 (до 40⁰С), після чого направляється в «холодний» продуктовий сепаратор поз. С- 202. У сепараторі поз. С- 202 відбувається поділ парогазової суміші на нестабільний гидрогенизат і циркуляційний водородсодержащий газ, а також відділення води з нестабільного гідрогенізату. Виділився в сепараторі поз. С- 202 водневовмісний газ (газова фаза) направляється в абсорбер поз. К- 202 на очищення від сірководню 15% - м розчином моноетаноламіна. Гідрогенізат з холодного сепаратора поз. С- 202, попередньо нагрітий у теплообміннику поз. Т- 205 парогазовою сумішшю з гарячого сепаратора поз. С- 201, змішується з гідрогенізатом з гарячого сепаратора поз. С- 201 і прямує в колону стабілізації поз. К- 201.

Стабілізація дизельного палива здійснюється шляхом поддува водневовмісного газу з метою зниження парціального тиску парів нафтопродуктів. В якості газу поддува використовується віддуватися циркуляційний водневовмісний газ або свіжий в водневовмісний газ зі щита скидання на прийомі компресора поз. ЦК- 201. З метою підтримки температури нестабільного продукту на вході в колону поз. К- 201 (для випадку низької продуктивності установки) передбачається організація байпасу між лініями газопродуктової суміші на виході з першої і другої пари теплообмінників поз. Т- 201. Стабільне паливо знизу колони поз. К- 201 виводиться через теплообмінники поз. Т- 202 / 1,2,3,4 і повітряні холодильники поз. Х- 204 / 1,2,3 в розділову ємність стабільного дизельного палива поз. С- 225, в якій відбувається виділення розчиненого в ньому в процесі стабілізації вуглеводневого газу (який після впровадження нового технічного рішення буде спрямовуватися до печі П-201 у якості палива). Стабільне дизельне паливо з розділової ємності поз. С- 225 насосами поз. Н- 225 / 1,2 виводиться з установки в парк готової продукції .

5. Матеріальний і тепловий баланси

1. Потужність установки за сировиною G = 2050 тис. т/рік.

2. Характеристика сировини: фракційний состав 190—360 ^оС; густина с₀=840 кг/м³; вміст сірки S_o = 0,6% (мас.), у тому числі меркаптанової S_м = 0,03% (мас.), сульфідної S_c= 0,3% (мас.), дисульфідної S_д = 0,06% (мас.) та тіофенової S_т = 0,21% (мас.); вміст ненасичених вуглеводнів 10% (мас.) на сировину.

3. Залишковий вміст сірки в очищеному дизельному паливі Sк <0,05% (мас.), тобто ступінь або глибина гідрознесіркування повинна бути 92%.

4. Гідроочищення проводиться на алюмокобальтмолібденовом каталізаторі за тиском P=4 МПа, кратності циркуляції водневовмісного газу до сировини ч = 177 нм³/м³.

5. Кінетичні константи процесу: k₀ = 4,62 • 10⁶, Е=67 040 кДж/моль, n= 2.

Вихід гідроочищенного дизельного палива Вд. п,% (мас.) на вихідну сировину дорівнює:

В_Д.П. = 100 — В_б — В_г — ?S, (1)

де В_б, В_г, ?S —выхіди бензину, газу и кількість видаленої із сировини сірки відповідно на сировину, % (мас.).

Бензин і газ утворюються переважно при гідрогенолізу сірчистих сполук. При середньої молекулярної масі 209 в 100 кг сировини міститься 100:209 = 0,48 кмоль, 2 кг сірки містять 2:32 = 0,06 кмоль сірки, тобто сірковмісні молекули складають 13% від загального числа молекул. Якщо прийняти рівномірний розподіл атомів сірки по довжині вуглеводневого ланцюжка, то при гідрогенолізу сіркоорганічних з'єднань з розривом у атома сірки вихід бензину і газу складе:

В₆ = ?S = 0,55% (мас.); В_г = 0,3?S = 0,17% (мас.). (2),(3)

?S = 0,6 — 0,05 = 0,55

Тоді вихід дизельного палива буде дорівнювати:

В_Д.П. = 100 — 0,55 — 0,17 — 0,55 = 98,73% (мас.).

Отримана величина в подальших розрахунках уточнюється після визначення кількості водню, що увійшов до складу дизельного палива при гідрогенолізу сірчистих сполук і гідруванні неграничних вуглеводнів. Отримані значення виходу газу, бензину та дизельного палива далі будуть використані при складанні матеріального балансу установки і реактора гідроочищення.

Витрата водню на гідроочищення. Водень у процесі гідроочищення витрачається на: 1) гідрогеноліз сіркоорганічних сполук; 2) гідрування ненасичених вуглеводнів; 3) втрати водню з відходячими потоками (віддуву і рідким гідрогенізатом). Витрата водню на гідрогеноліз сіркоорганічних з'єднань можна знайти за формулою:

G₁ = m? S, (4)

де G₁ —витрата 100%-го водню, % (мас.) на сировину;

?S— кількість сірки, що видаляється при гідроочищенні,% (мас.) на сировину;

m — коефіцієнт, що залежить від характеру сірчистих сполук. Оскільки в нафтовій сировині присутні різні сірчисті сполуки, визначається витрата водню на гідрогеноліз кожного з них, і отримані результати сумуються. Значення m для вільної сірки дорівнює 0,0625, для меркаптанів — 0,062, циклічних і аліфатичних сульфідів — 0,125, дисульфідів — 0,0938, тіофенів — 0,250 і бензотіофенів -0,187.

Найбільш стабільні при гідроочищенні тіофеновані з'єднання, тому при розрахунку приймаємо, що вся залишкова сірка (0,05% мас. на сировину) в гідрогенізаті - тіофенова, а решта сіркоорганічнихе сполук розкладається повністю.

При цьому отримаємо:

G₁=0,03•0,062 + 0,3•0,125 + 0,06•0,0938 + (0,21—0,06) •0,25 = 0,0825.

Витрата водню на гідрування ненасичених вуглеводнів дорівнює:

G₂ = 2? C_H /M, (5)

де G₂ — витрата 100%-го водню,% (мас.) на сировину;

ДCH — різниця змісту ненасичених вуглеводнів в сировину і гідрогенізат,% (мас.) на сировину, рахуючи на моноолефіни. М — середня молекулярна маса сировини. Середню молекулярну масу сировини розраховуємо за такою емпіричною формулою:

M = 44,29d₁₅¹⁵ / (1,03 — d₁₅¹⁵) = (44,29 • 0,85)/(1,03 — 0,85) = 209 (6)

Приймаючи, що ступінь гідрування ненасичених вуглеводнів і гідрогенолізу сірчистих сполук однакова, знаходимо:

G₂ = 2•10•0,9/209 = 0,086.

Мольну частку водню, розчиненого в гідрогенізаті, можна розрахувати з умов фазової рівноваги в газосепараторі високого тиску:

x'_H2 = y'_H2/K_p = 0,8/30 = 0,027 (7)

де y'_H2, x'_H2 — молярні частки водню в паровій і рідкій фазах (у розглянутому прикладі y'_H2 дорівнює мольній або об'ємній концентрації водню в циркулюючому газі); K_p-константа фазової рівноваги (для умов газосепаратора високого тиску при 40 °C і 4 МПа K_Р = 30). Втрати водню від розчинення в гідрогенізаті G₃ (% мас.) на сировину складають:

G₃ = (x'_H2M_H2•100)/(x'_H2M_H2 + (1- x'_H2)M) =

= (0,027•2•100)/(0,027•2 + 0,973•209) = 0,026% (мас.) (8)

Крім цих втрат мають місце втрати водню за рахунок дифузії водню через стінки апаратів і витоку через нещільності, так звані механічні втрати. З практичних даних, ці втрати становлять близько 1% від загального обсягу циркулюючого газу.

Механічні втрати G₄ (% мас.) на сировину рівні:

G₄ = ч•0,01•M_H2•100/(с•22,4) (9)

где ч — кратність циркуляції водневовмісного газу, нм³/м³;

с — густина сировини, кг/м³.

Таким чином:

G₄ =177•0,01•2•100/(840•22,4) = 0,019% (мас.)

Приймаємо склад ВВГ (таблиця 6):

Таблица 6 — Склад водневовмісного газу.

Для нормальної експлуатації установок гідроочищення вміст водню в циркулюючому газі має бути не нижче 80% (об.). Зменшенню концентрації водню сприяють такі чинники: — Хімічне споживання водню на реакції гідрування і гідрогенолізу; - Розчинення водню в рідкому гідрогенізаті, виведеному з установки; - Утворення газів гідрокрекінгу, які, накопичуються в циркулюючому ВВГ, розбавляють водень.

Концентрація водню в системі підвищується за рахунок розчинення вуглеводневих газів в рідкому гідрогенізаті і збільшення концентрації Н₂ в водневовмісному газі. Для підтримки постійного тиску в системі обсяг надходячого і утворюємого газу має дорівнювати обсягу газу, що відходить з системи і поглиненого в ході хімічної реакції.

Об'ємний баланс за воднем і вуглеводневим газам записують у наступному вигляді:

V_оy'_о = V_р + V_отд y' (10)

V_о(1 — y'_о) + V_г.к = V_а + V_отд(1 — y') (11)

де V_о, V_р, V_отд, V_г. к, V_{а ,}— обсяги свіжого ВСГ, хімічно реагуючого і сорбуємого гідрогенізатом водню, віддуву, газів гідрокрекінгу і газів, абсорбуємих рідким гідрогенізатом, м³/год.

y'_о, y' - об'ємні концентрації водню в свіжому і циркулюючому ВВГ.

Найбільш економічний по витраті водню режим без віддуву ВВГ можна підтримувати, якщо гази, що утворюються при гідрокрекінгу, і гази, які надходять у систему зі свіжим ВВГ, повністю сорбуются в газосепараторі в рідкому гідрогенізаті, тобто:

V_о(1 — y'_о) + V_г.к < V_а (12)

Реалізації цієї умови сприяє збільшення концентрації водню в свіжому ВВГ, зменшення реакцій гідрокрекінгу і підвищення тиску в системі. Якщо балансові вуглеводневі гази повністю не сорбуються, то частина їх виводиться з віддувом. Рішенням системи рівнянь отримуємо об'єм газів віддуву:

(13)

Обсяг водню в віддуваємому газі дорівнює V_отд y'. Тоді загальна витрата водню при гідроочищенні з урахуванням газу віддуву складе:

(14)

Розрахунок рекомендується вести на 100 кг вихідної сировини, так як при цьому абсолютні значення витратних показників (у % мас.) Можна використовувати з розмірністю кг:

V_р=0,387· 22,4/2 = 4,34 м³

V_г.к=0,54· 22,4/М_г.к=0,54·22,4/37=0,33 м³ (15)

де М_г.к — середня молекулярна маса газів гідрокрекінгу; при однаковому мольному змісті газів С₁, С₂, С₃, С₄ вона дорівнює:

М_г.к = (16 +30 +44 +58) / 4 = 37

Кількість вуглеводневих газів, абсорбуємих рідким гідрогенізатом, можна визначити, якщо допустити, що циркулюючий водневовмісний газ прийнятого складу знаходиться в рівновазі з рідким гідрогенізатом. Зміст окремих компонентів в циркулюючому газі і константи фазової рівноваги в умовах газосепаратора високого тиску (40 ⁰С і 4,0 МПа) наведені нижче (таблиця 7):

Таблица 7 — Константи фазовоі рівноваги.

Кількість абсорбованого компонента i в кг на 100 кг гідрогенізату дорівнює:

g_i = x_i^/M_i· 100 / M_г (16)

Кількість абсорбованого компонента I (v_i, м³ на 100 кг гідрогенізату) становить:

v_t = g_i· 22.4 / M_i = x_i^/· 100·22.4/M_г (17)

Підставляючи в це рівняння відповідні значення x_i^/ = y_i^/ / K_pi отримаємо об'єм кожного компонента, розчиненого в гідрогенізаті.

Сумарний об'єм абсорбованих газів буде дорівнювати Уv_i = 2.052 м³. Балансовий об'єм вуглеводневих газів, що надходять в газосепаратор (гази гідрокрекінгу і внесені зі свіжим ВВГ) становить:

4,34(1 — 0,85) + 0,33 = 0,98 < v_а

Оскільки дана вимога виконується, то можлива робота без віддуву частини циркуляційного газу ВВГ. Таким чином, загальна витрата в процесі гідроочищення буде складатися з водню, що поглинається при хімічній реакції, що абсорбується в сепараторі високого тиску і механічно втрачаємого:

G_H2 = G₁ +G₂+G₃+G₄ = 0,083 + 0,036 + 0,026 + 0,019 = 0,214% (мас.). (18)

Витрата свіжого ВВГ на гідроочищення дорівнює:

G⁰_H2 = G_H2/0,29 = 0,214/0,29= 0,74% (мас.), (19)

де 0,29 — вміст водню у свіжому водневовмісному газі,% (мас.).

Отримані значення витрати водню і свіжого ВВГ далі будуть використані при складанні матеріального балансу установки і реактора гідроочищення.

Матеріальний баланс установки На основі отриманих даних можна скласти матеріальний баланс установки (таблиця 7).

Спочатку розраховуємо вихід сірководню:

b_H2S =?SM _H2S /M_S = 0,55•34/32= 0,58% (мас.) (20)

Таким чином, балансовим сірководнем поглинається 0,03% (мас.) водню (0,58 — 0,55 = 0,03%).

Кількість водню, що увійшов при гідруванні до складу дизельного палива, так само:

G₁ + G₂—0,03= 0,0825 + 0,086—0,03 = 0,139% (мас.)

Уточнений вихід гідроочищеного дизельного палива:

98,73 + 0,139 = 98,869% (мас.)

Вихід сухого газу, що виводиться з установки, складається з вуглеводневих газів, що надходять зі свіжим ВВГ, газів, що утворюються при гідрогенолізу, а також абсорбованого гідрогенізатом водню:

0,74•(1 — 0,29) + 0,17 + 0,026= 0,721% (мас.)

На основі отриманого матеріального балансу проводимо розрахунок реакторного блоку установки гідроочищення.

Таблиця 8 — Матеріальний баланс гідроочищення

Матеріальний баланс реактора У реактор надходить сировина, свіжий водневовмісний газ і циркулючий водневовмісний газ (ЦВВГ). Склад ЦВВГ наведений нижче:

Таблица 9 — Склад водневовмісного газу.

Середня молекулярна маса ЦВВГ М_ц дорівнює:

М_ц = ?М_iy_i' =2•0,72+16•0,2+30•0,05+44•0,02+58•0,01= 7,6 кг/кмоль (21)

Витрата ЦВВГ на 100 кг сировини G_u можно знайти за формулою:

G_ц = (100чM_ц/с_C)22,4 = 100•177•7,6/ 840•22,4 = 7,14 (22)

Складаємо матеріальний баланс реактора гідроочищення.

Таблица 10 — Матеріальний баланс реактора гідроочищення.

Тепловий баланс реактора Рівняння теплового балансу реактора гідроочищення можна записати так:

Q_C + Q_Ц + Q_S + Q_Г.Н = ?Q_СМ (23)

де Q_с, Q_ц—тепло, внесене в реактор зі свіжою сировиною і циркулюючим водневовмісним газом;

Q_S, Q_Г.Н — тепло, що виділяється при протіканні реакцій гідрогенолізу сірчистих і гідрування неграничних з'єднань;

?Q_СМ —тепло, що відводиться з реактора реакційною сумішшю.

Середня теплоємність реакційної суміші при гідроочищенні незначно змінюється в ході процесу, тому тепловий баланс реактора можна записати в наступному вигляді:

Gct₀ + ?Sq_S + ?C_Hq_H = Gct (24)

t = t₀ + (?Sq_S + ?C_Hq_H)/(Gc) (25)

де G — сумарна кількість реакційної суміші, % (мас.);

c — середня теплоємність реакційної суміші, кДж/(кг•К);

?S, ?C_H — кількість сірки і неграничних вуглеводнів, видалених з сировини, % (мас.);

t, t₀ — температури на вході в реактор і при видаленні сірки ?S, ^оС;

q_S, q_H— теплові ефекти гідрування сірчистих неграничних з'єднань, кДж/кг

1) Значення t₀ визначають для кожної пари каталізатор — сировина в інтервалі 250 — 380 °C. При оптимізації t₀ враховують такі два фактори, діючі в протилежних напрямках: з підвищенням t₀ зменшується завантаження каталізатора, яке потрібне для досягнення заданої глибини знесірчення ДS, але, з іншого боку, збільшується швидкість дезактивації каталізатора і, отже, збільшуються витрати, пов’язані з більш частими регенераціями і великими днями простою установки за календарний рік.

Мінімум сумарних витрат, визначить оптимальне значення t₀ Для заданої пари каталізатор — сировина t₀ = 350 °C.

2) Сумарна кількість реакційної суміші на вході в реактор становить 108,09 кг.

3) Кількість сірки, віддалену із сировини, ДS = 0,55% (мас.). Глибину гідрування ненасичених вуглеводнів можна прийняти рівною глибині знесірчування ?C_H = С_н•0,9 = 10•0,9 = 9% (мас.).

4) Кількість тепла, що виділяється при гідрогенолізу сірчистих сполук (на 100 кг сировини) при заданій глибині знесірчування, рівний 0,9, складе:

Q_S =? q_Si g_Si (26)

де q_Si — теплові ефекти гідрогенізату окремих сіркоорганічних з'єднань, кДж/кг

g_Si— кількість розкладених сіркоорганічних з'єднань, кг (при розрахунку на 100 кг сировини воно чисельно дорівнює змісту окремих сіркоорганічних сполук у % мас.).

Таким чином:

Q_S = 0,03•2100 + 0,3•3810 + 0,06•5060 + 0,15•8700= =2815 кДж.

5) Кількість тепла, що виділяється при гідруванні ненасичених вуглеводнів, дорівнює 126 000 кДж / моль. тоді :

Q_H =?C_Hq_H /М= 9•126 000/209=5421 кДж. (27)

6) Середню теплоємність циркулюючого водневовмісного газу знаходять на підставі даних теплоємності окремих компонентів.

Таблица 11 — Теплоємність індивідуальних компонентів.

Теплоємність циркулюючого водневовмісного газу можна знайти за формулою:

с_ц =? с_Pi y_i (28)

де с_Pi — теплоємність окремих компонентів з урахуванням поправок на температуру і тиск, кДж/(кг•К);

y_i — масова частка кожного компонента в циркулюючому газі.

Тоді:

с_ц = 14,57•0,192 + 3,35•0,427 + 3,29•0,201 + 3,23•0,103 + 3,18•0,077 = =5,45кДж/(кг•К).

7) Ентальпія пари сировини при 350 ^оС, I³⁵⁰ = 1050 кДж / кг. Абсолютна критична температура сировини Т_КР = 460 +273 = 733 К. Наведена температура дорівнює Т_ПР = 350 + 273/733 = 0,845. Критичний тиск сировини обчислюють за формулою:

Р_КР = 0,1КТ_КР/М_С = 0,1•11,66•733/209=: 4,09 МПа. (29)

де К = (1,216 ³vТ_СР)/d₁₅¹⁵ = (1,216 ³v275 + 273) / 0,850 = 11,66

Тоді:

Р_ПР = Р/Р_КР = 4/4,09 = 0,98 (30)

Для знайдених значень Т_ПР и Р_ПР:

?IM/(4,2T) = 4,19 (31)

?I = 4,19•4,2•623/209 = 52,6 кДж/кг Ентальпія сировини з поправкою на тиск дорівнює I³⁵⁰ =1050−52,6=997,4 кДж/кг Теплоємність сировини з поправкою на тиск дорівнює c_C = 997,4:350 = 2,85 кДж/(кг•К)

8) Середня теплоємність реакційної суміші становить:

с = (с_с100 + с_ц17,44)/107,88 = (2,85•100 + 5,45•17,44)/107,88 = 3,52 кДж/(кг•К) Підставивши знайдені величини в рівняння, знаходимо температуру на виході з реактора t:

t =350 + (2815 +5421)/ (107,88 323) = 386,6 °С.

6. Вибір і розрахунок основного апарату Основним обладнанням обраної технологічної схеми є реактор гідроочищення дизельного палива. Реактор гідроочищення дизельних палив відрізняється меншим відношенням висоти апарату до діаметру і наявністю декількох шарів каталізатора. Шари каталізатора засипаються на порцелянові кульки, якими заповнюється сферична частина нижнього днища.

Сировина, що подається через штуцер у верхньому днище, одномірно розподіляється по всьому перетину, за допомогою розподільчої тарілки, встановленої у верхній частині реактора.

Реактор є циліндрична вертикальна посудина з кульовими днищами. Каталізатор завантажують в реактор через верхній штуцер, а вивантажують через нижній. Щоб уникнути «удару» парів продукту і газу і внаслідок цього стирання каталізатора у верхній частині реактора мається розподільна тарілка. Парогазова суміш через шар каталізатора проходить в аксіальному напрямку. По закінченні процесу гідрування, тривалість якого визначається ступенем падіння активності каталізатора, каталізатор гідроочищення вивантажують з реактора і відправляють на регенерацію на спеціалізованому підприємстві.. Завантаження каталізатора. Завантажують каталізатор через брезентовий рукав, опущений до рівня загружаємої тарілки; по мірі завантаження рукав піднімають для зменшення механічного руйнування гранул каталізатора. З цією ж метою в нижній частині апарату перед завантаженням каталізатора розміщують шар порцелянових кульок; такими ж кульками покривають верхній шар каталізатора (після його завантаження в реактор). Реактор установки гідроочищення працює в умовах хімічної та електрохімічної корозії, а також механічного зносу металу апаратів каталізатором. Хімічна корозія реак тора зумовлена?? вмістом у високотемпературних газових потоках сірководню і водню, а електрохімічна корозія — вмістом в циркулюючих димових газах регенерації парів води і діоксиду сірки. Сірководнева корозія металу апаратів реакторного блоку установок тим сильніше, чим більше концентрація сірки в сировині і чим вищий вміст сірководню в циркулюючому газі. Водень, що циркулює в системі реакторного блоку, викликає міжкристалітну корозію металу, що супроводжується зниженням його міцності і збільшенням крихкості. Міжкристалітне растріскування, утворення раковин і здуття в металі обладнання під дією водню посилюються при підвищенні температури і тиску в системі.

Сульфідна корозія практично протікає дуже повільно, проте продукти корозії засмічують каталізатор, забівають пори між таблетками, а також труби теплообмінників, що порушує технологічний режим процесу гідроочищення, погіршує теплопередачу і призводить до неприпустимого зростання гідравлічного опору. За виникнення великого перепаду тиску між входом в реактор і виходом з нього часто судять про ступінь сульфідної корозії. Реактор і каталізатор засмічуються також через присутність в газових потоках кисню і азотовмісних сполук. Кисень сприяє окисленню сірчистих сполук, тому його концентрація в циркулюючому газі повинна бути обмежена (0,0002−0,0006%).

Розрахунок основних параметрів реактора гідроочищення Для того, щоб розрахувати діаметр і висоту реактора, спочатку необхідно розрахувати об'єм каталізатора. Необхідний об'єм каталізатора в реакторі V_к обчислюють за формулою:

V_K = G'?dS/r = 278,59•0,2235 = 62,27 м³ (32)

Значення G' знаходим з співвідношення:

G' = G/с =234 018,26/840 = 278,59 м³/год. (33)

Зазвичай для характеристики процесу застосовують показник — об'ємну швидкість подачі сировини, тобто відношення обсягу рідкої сировини, що подається на об'єм каталізатора на годину (щ, год-¹)

щ = G'/V_K = 278,59/62,27 = 4,47 год^-1. (34)

По знайденому значенню V_K обчислюємо геометричні розміри реактора гідроочищення. Приймаємо циліндричну форму реактора і співвідношення висоти до діаметра рівним 2:1 чи Н = 2D. Тоді

V_K = рD²H = рD²2D = 2рD³ (35)

Діаметр реактора дорівнює:

D = [V_K/(2р)]^1/3 = [62,27/(2р)]^1/3 = 3,3 м. (36)

Висота шару каталізатора становить H = 2D = 6,6 м. Прийнятність прийнятої форми реактора додатково перевіряється гідравлічним розрахунком реактора. Втрати напору в шарі каталізатора не повинні перевищувати 0,2−0,3 МПа.

Розрахунок втрати напору в шарі каталізатора Втрату напору в шарі каталізатора обчислюють за формулою:

?P/H = [(150(1 — е)²0,1мu)/(е³d²)] + [(1,75(1 — е) сu²)/(е³dg)] (37)

де е — порозность шару;

u — лінійна швидкість руху потоку, фільтруючогося через шар каталізатора, м/с;

м—динамічна в’язкість, Па*с;

d — середній діаметр часток, м;

с —густина газа, кг/м³;

g — прискорення сили тяжіння, кг/с².

Порозность шару обчислюють за формулою:

е = 1 — г_H/г_K

где г_H — насипна щільність каталізатора, рівна 640 кг/м³;

г_K — уявна густина каталізатора, рівна 1210 кг/м³.

Таким чином

е = 1—640/12 810 = 0,48

Лінійна швидкість потоку дорівнює u = 4V/рD²,

де V — об'єм реакційної суміші, що включає обсяг сировини V_C, і об'єм циркулюючого водневмісного газу V_ц, тобто,

V = V_C + V_Ц (38)

Обсяг сировини розраховують за формулою:

V_C = [G_C22,4z_C(t_CP + 273)]/(M_CP273) (39)

де G_c — витрата сировини в реактор, кг/год;

z_c— коефіцієнт стисливості (при T_ПР=0,845 и Р_ПР=0,98 коефіцієнт стисливості дорівнює 0,25);

t_СР — середня температура в реакторі, ?С.

Величина T_ср може бути знайдена як середня арифметична між температурою введення сировини t₀ = 350 °C і температурою на виході з реактора, рівний 386,65 °С:

t_СР = 0,5(350 + 371,7) = 360,85 ?С.

Тоді,

V_C = [234 018,26•22,4•0,1•0,25•(360,85 +273)] / [209•4•273] = 363,96 м³/год Об'єм циркулюючого газу складе:

V_Ц =[G_Ц•22,4z_Ц(t_CP + 273)] / [M_ЦP•273] (40)

V_Ц = [16 708,90•22,4•0,1•1•(360,85 + 273)] / [7,6•4•273] = 2858,55 м³/год

V=V_C+ V_Ц = 363,96 + 2858,55 = 3222,51 м³/год (41)

u = (4•3222,51)/(р•4•3300) = 0,31м/c

Динамічну в’язкість суміші визначають за її середньою молекулярною масою, рівній:

М_СР = (G_C + G_Ц) / (G_C/M_C + G_Ц/М_Ц) = (234 018,26 + 16 708,90)/(234 018,26 /209 + 16 708,90/7,6) =75,56 (42)

За рівнянням Фроста знаходять динамічну в’язкість суміші:

м = 1,87•10^-6 кг•с/м²

Середній діаметр частинок каталізатора d = 4 • 10^-3м. Щільність реакційної суміші в умовах процесу дорівнює:

г=(G_C+G_Ц)/(V_C+V_Ц)=(234 018,3+16 708,9)/(364+2858,55)=77,8кг/м³ (43)

Таким чином,

?P/H = 150•[(1 — 0,48)²•1,8710^-6•0,21] / [0,48³•(4•10^-3)²] + 1,75•[(1 ;

— 0,48)•39,7•0,21²] / [0,48³•4•10^-3•9,81] = 376,7 кг/(м²•м)

?P = H•376,7 = 4•376,7 = 1506,8 кг/м² (44)

Таким чином, втрата напору каталізатора не перевищує гранично допустимих значень 0,2−0,3 МПа. Тому до проектування приймають реактор циліндричної форми з висотою і діаметром реакційної зони 6,6 і 3,3 м відповідно.

Механічний розрахунок Визначити товщину стінки обичайки працюючої під внутрішнім тиском вертикального апарату за наступними даними:

1) матеріал — сталь Х18Н12Т;

2) t = 420 єС;

3) Дв = 3,3 м;

4) Н = 10 м;

5) Р = 4 МПа;

6) шов зварний, подвійний, автоматичне зварювання

7) умови — апарат для обробки суміші під тиском;

8) С_к= 1 мм = 0,001 м;

С_э = 1 мм = 0,001 м.

Виходячи з графіка у* = 85

Визначити допустиме напруження за формулою:

у₀=з· у* (45)

де з — поправочний коефіцієнт, що враховує умови апарату.

Величина поправочного коефіцієнта (згідно коливається в межах 0,9−1,0) визначається при проектуванні в залежності від умов експлуатації, небезпеки і шкідливості оброблюваних середовищ. Значення з рекомендується вибрати виходячи з таких міркувань: — Для вузлів і деталей апаратів, призначених для обробки або зберігання під тиском або без нього, вибухоі пожежонебезпечних продуктів, а також продуктів високої токсичності - з обігрівом цих вузлів і деталей відкритим полум’ям, точними газами або відкритими електронагрівачами з=0,9;

— те ж, але для необігріваємих вузлів і деталей або при обігріві, але з надійною ізоляцією їх від джерел нагріву, а також для вузлів і деталей апаратів, призначених для обробки або зберігання під тиском або без нього всіх інших продуктів з обігрівом цих вузлів і деталей відкритим полум’ям, топковими газами або відкритими електронагрівачами з=0,95;

— у всіх інших випадках з=1,0.

Виходячи з даних з= 0,95, і отже у₀=0,95· 85 = 80,75

Знаходимо значення міцності зварного шва (ц_ш) за довідковими даними. Виходячи з даних таблиці, ц_ш = 0,95.

Знаходимо ц₀ за формулою:

ц₀=(Н-?d)/Н (46)

Отримуємо ц₀= 0,875

Оскільки ц_ш більше, ніж ц₀, надалі за розрахункове значення коефіцієнта беремо ц=ц₀.

Знаходимо значення визначальних параметрів за формулою:

А=(у*/р)· ц (47)

А = (85/4)0,875= 18,593

Визначаємо розрахункову стінку обичайки:

(48)

Повну товщину стінки обичайки знаходимо за формулою:

S = S' +С = 57+1+1+1 +х = 60 мм (49)

де С — прибавка С = Ск + Сэ + Сд +Со = 1+ 1+1+ х= 3 мм (50)

Знаходимо допустимий тиск з урахуванням товщини за формулою:

(51)

Так як 4,62 >4, то умови міцності виконуються.

Розрахунок днищ обичайки Матеріал днища Х18Н10Т, D_в = 3,3 м; h_в-0,5 м; в днищі є центрально розташований неукріплений отвір d = 0,2 м; днище зварне з двох частин, зварений шов ручний електродуговий двосторонній. В низу днища є отвір з діаметром 0,2 метра, ц_ш =0,95, у = 110.

(52)

ц₀ = ц_ш = 0,9 (53)

у/р _* ц_ш = 24,75 (54)

S' = 0,07 м = 70 мм

С = Ск + Сэ + Сд +Со = 1+ 1+1+ х =3 +х (55)

S = 70 + 3 + х =43 мм або 0,043 м Р_д = 4,6 МПа Умова виконується, так як допустимий тиск більше робочого.

7. Вибір допоміжного обладнання Таблиця 12 — Допоміжне обладнання процесу гідроочищення.

8. Автоматизація реакційного вузла Вибір та обгрунтування параметрів процесу.

Контроль технологічного процесу включає такі види контролю:

— Аналітичний контроль технологічного процесу, що включає в себе лабораторний контроль технологічного процесу, контроль процесу за допомогою поточних газоаналізаторів, контроль повітряного середовища в приміщеннях і на території установок за допомогою автоматизованих газоаналізаторів, лабораторний аналіз повітря в будівлях і на майданчику;

— Контроль технологічного процесу за допомогою систем сигналізації та блокувань.

Регулювання основних параметрів процесу.

На установках гідроочищення дизельних палив прийнята комплексна автоматизація процесу, яка досягається централізацією управління технологічним процесом, широким застосуванням схем каскадного і взаємопов'язаного регулювання, що базуються на приладах малогабаритної уніфікованої системи, і використання аналізаторів фізико-хімічного складу речовин.

Основним фактором, що впливає на якість одержуваного продукту, є температура в реакторі. Регулювання заданої температури на вході в реактор здійснюється автоматично шляхом зміни подачі опалювального газу до форсуно к реакторної печі. Температурний режим в реакторі по висоті і по перетину контролюють багатозонними термопарами. Опір в реакторі визначається перепадом тиску за допомогою дифманометра.

Для забезпечення нормального процесу нагрівання продуктів у печах і правильного горіння палива передбачені відповідні контрольно-вимірювальні прилади і автоматика. Температура нагріву продукту в печі автоматично регулюється подачею топлівного газу до пальників печі. Контроль за нагріванням продукту в паралельних потоках здійснюється за допомогою термопар, установлених на виході продукту з печі по кожному потоку.

Температуру продуктів згоряння контролюють за допомогою термопар, встановлених на виході з радіантних камер (над перевалами) і на виході з конвекційної камери. У цих же точках контролюють розрідження димових газів.

Постійний тиск паливного газу підтримується автоматично регулятором тиску. Температура нагріву палива в підігрівачі паливного газу регулюється клапаном, встановленим на лінії подачі пари до підігрівника. Процес горіння палива в печі контролюється автоматичними газоаналізаторами за змістом окису вуглецю і кисню в димових газах, що виходять з конвекційних камер. Для налагодження роботи пальників на трубопроводах газу перед входом в пальник встановлюють манометри.

Для підтримки режиму стабілізаційної колони, працюючою з гарячим струменем, необхідно: подавати в колону визначену кількість зрошення, причому основним регульованим параметром є витрата зрошення, а заданим — витрата живлення; подачу тепла автоматично регулювати температурою на тарілці випарної секції колони; контролювати і регулювати температуру, тиск і рівень рідини в нижній частині колони.

Автоматизація реакторного блоку гідроочищення.

На малюнку 1 представлена функціональна схема автоматизації реакторного блоку установки гідроочищення дизельного палива (спрощенно), де з прямогонного дизельного палива видаляються сірчисті та інші сполуки. Показником ефективності цього процесу є склад гідроочищеного палива (гідрогенізату).

Малюнок 1 — Автоматизація реакторного блоку гідроочищення Сировина, витрата якої стабілізується (позиція 1−5), смішується в трійнику змішання з циркуляційним водневовмісним газом, і газосировинна суміш, пройшовши попередньо теплообмінник Т- 201/1,2, нагрівається в печі П-201 до температури реакції (регулятор температури поз. 3−1 … 3−6 управляє подачею палива в піч) і надходить у реактори Р- 201А і Р- 201 (оскільки автоматизація обох реакторів аналогічна, вона показана на прикладі реактора Р- 201А). У реакторах сірка, яка знаходиться в дизельному паливі, з'єднується з воднем циркуляційного газу. При роботі реакторів особливу увагу приділяють контролю їх теплового режиму — всередині них встановлені багатозонні термоелектричні перетворювачі, підключені до багатоточковому автоматичному потенціометру (позиція 4 — 1, 4 — 2 і 7−1, 7−2). У багатьох точках вимірюється і температура зовнішніх стінок реакторів (позиція 5−1 … 5−13, 6−1 … 6−13). Стан каталізатора (ступінь його закоксування) побічно оцінюють за величиною перепаду тисків на вході і виході реакторів (позиція 8−1 … 8−2). Перед поділом продуктів реакції їх тепло використовується для нагрівання газосировинної суміші в теплообміннику Т- 201/1,2, а поділ їх відбувається в сепараторах С- 201 і С -202. З верхньої частини сепаратора С- 201 відводиться насичений сірководнем циркуляційний газ, а знизу гидрогенизат, який в сепараторі С-202 частково звільняється від розчиненого в ньому так званого жирного газу, що містить ряд компонентів. З сепаратора С-202 гідроочищенедизельне паливо направляється на стабілізацію. Рівень у сепараторах регулюється відбором гідрогенізату, а тиск — скиданням газу. Відхилення рівня сигналізується (позиція 10−5 … 10−7 … 11−5 … 11−7), як і ряд інших параметрів процесу.

Вибір та обгрунтування технічних засобів автоматизації

Сучасна розподілена багаторівнева автоматизована система управління, підтримувана обладнанням та програмними продуктами різних фірм, таких як Honeywell, Modicon, Alan Bredly, Rosemount Fisher, Wika і т.ін.

НРМ працює з наступними типами ЮР: DI, DI SOE, DO, HLAI, LLAI, АТ, LLMUX, PI, SDI, SI і STI.

РМ — Process Manager; АРМ — Advanced Process Manager — це попередні виконання менеджер. Процесу фірми Honeywell .

Користувачі мережі мають доступ до даних LCN реального часу через мнемосхеми, електронні таблиці або інші програми третіх будів.

Основний модуль в системі TPS, що працює в середовищі Windows NT, безпосередньо підключається до загальнозаводської комп’ютерної мережі (PIN) та локальної мережі управління реального часу фірми Honeywell (LCN). GUS побудована за стандартами Microsoft Desktop і представляє новий стандарт інтерфейсу оператора. На одну GUS одночасно може бути викликано до чотирьох користувальницьких мнемосхем. GUS є двухпроцессорной системою: LCNP, який управляє мережевою операційною системою реального часу Honeywell — RNOS і процесор ПК, який управляє Windows NT, дисплейним програмним забезпеченням GUS, додатками третіх сторін і виводить всю відео інформацію на екран. GUS працює з програмним забезпеченням LCN R510 і вище.

9. Використання ЕОМ у дипломному проекті

У дипломному проекті використані наступні програми для розрахунку формул:

— Microsoft Exsel;

— Microsoft Equation 3.0.

Графічна частина проекту (креслення технологічної схеми, основного апарату, допоміжного обладнання) виконана за допомогою програми Auto CAD.

Ресурсозбереження і охорона навколишнього середовища Таблиця 13 — Характеристика токсичних властивостей вихідної сировини, матеріалів, реагентів, каталізаторів, напівфабрикатів, продукції, що виготовляється і відходів виробництва.

Таблиця 14 — Тверді і рідкі відходи виробництва.

Таблиця 15 — Стічні води на виробництві.

Таблиця 16 — Викиди в атмосферу.

10. Техніко-економічне обґрунтування виробництва Розрахунок балансу робочого часу робітника Розрахунок робочого часу робітника здійснюється для шестигодинного робочого дня при восьмигодинній робочій зміні. Розрахунок виконується в таблиці 17.

Таблиця 17 — Баланс робочого часу робітника.

Коефіцієнт переходу від явочної чисельності до спискової визначається за формулою

(56)

де Т_ном = 230 днів — номінальний фонд робочого часу;

Т_еф = 198 днів — ефективний фонд робочого часу.

Розрахунок чисельності промислово-виробничого персоналу Чисельність робітників технологічної установки визначається на підставі нормативу штату, тривалості робочого дня, балансу робочого часу, кількості бригад.

Розрахунок чисельності робітників технологічної установки виконується в таблиці 18, а керівників і фахівців установки в таблиці 19.

Розрахунок фонду заробітної плати промислово-виробничого персоналу Річний фонд заробітної плати основним виробничим робітникам розраховується на підставі діючих тарифних ставок та ефективного робочого часу.

Таблиця 18 — Розрахунок чисельності робітників технологічної установки.

Таблиця 19 — Розрахунок чисельності керівників і фахівців.

Розрахунок заробітної плати наведений на прикладі старшого оператора технологічної установки.

Річний фонд заробітної плати визначається за формулою

грн, (57)

Де Ф_осн — фонд основної заробітної плати, грн;

Ф_дод — фонд додаткової заробітної плати, грн.;

Ф_відп — фонд оплати відпусток та днів виконання державних обов’язків, грн.

Основна заробітна плата — це винагорода за виконану роботу відповідно до встановлених норм праці (часу, виробітку, обслуговування), посадових зобов’язань. Вона встановлюється у вигляді тарифних ставок (окладів) і відрядних розцінок для робітників і посадових окладів для службовців.

Фонд основної заробітної плати визначається за формулою:

(58)

Де Ч_сп = 6 осіб — спискова чисельність робітників;

Т_ст = 12,0 грн — - годинна тарифна ставка;

Т_еф =1584 год. — ефективний фонд робочого час.

Додаткова заробітна плата — це винагорода за працю понад встановлені норми, за трудові досягнення і винахідництво, гарантійні й компенсаційні виплати, передбачені чинним законодавством, премії за виконання виробничих завдань і функцій.

(59)

Де П — сума премії, грн.;

Д_в— доплата за роботу у вечірній та нічний час, грн;

Д_св — доплата за роботу у святкові дні, грн;

Д _бр — доплата за керівництво бригадою, грн.

Розмір премії за 100% виконання плану планується у розмірі 15% від оплати за тарифом і розраховується за формулою

(60)

Де %П_р = 15 — плануємий відсоток премії.

Доплата за роботу у вечірній та нічний час

(61)

Де % Д_в =20 — відсоток доплати за роботу у вечірній та нічний час.

Доплата за роботу у святкові дні

(62)

Де t_зм = 8 год. — тривалість робочої зміни;

n_зм = 3 — кількість змін на добу;

Д_св = 10 дн. — кількість святкових днів на рік;

Ч_яв = 1 осіб — явочна чисельність робітників на зміну.

Доплата за керівництво бригадою, яка містить менше 10 чоловік планується у розмірі 5% від оплати за тарифом. Якщо склад бригади більше 10 чоловік, то відсоток доплати за керівництво бригадою планується у розмірі 10%.

(63)

Де % Б_р = 5 — плануємий відсоток за керівництво бригадою;

Ч_бр — чисельність бригадирів, осіб.

Результати отримані внаслідок розрахунку формул (60)-(63) підставляються в формулу (59) і результат складає:

Фонд оплати чергових відпусток та днів виконання державних обов’язків розраховується за формулою

(64)

Де Д_В = 26 дн. — тривалість чергової відпустки та днів виконання державних обов’язків.

Результати отримані внаслідок розрахунку формул (58) — (59) та (64) підставляються в формулу (57) і результат складає:

Розрахунок річного фонду заробітної плати робітників технологічної установки виконується в таблиці 20.

Таблиця 20 — Розрахунок річного фонду заробітної плати робітників технологічної установки.

Таблиця 21

Річний фонд заробітної плати керівників і фахівців визначається на підставі штатної чисельності і посадових окладів.

Приклад розрахунку річного фонду заробітної плати наведений для начальника установки.

Річний фонд заробітної плати для керівника розраховується за формулою 57.

Фонд основної заробітної плати керівників і фахівців становить

(65)

Де О_пос = 3030 грн — посадовий оклад;

Ч_сп = 1 ос. — спискова чисельність керівників;

11 — кількість робочих місяців.

Фонд оплати чергової відпустки та днів виконання державних обов’язків для керівників та фахівців визначається за формулою (64)

Річний фонд заробітної плати становить:

Розрахунок річного фонду заробітної плати керівників і фахівців виконується в таблиці 22.

Таблиця 22 — Розрахунок річного фонду заробітної плати керівників і фахівців.

Розрахунок виробничої програми Виробнича програма технологічної установки розраховується на підставі річної продуктивності установки та вихідних даних про відбір основної та попутної продукції.

Таблиця 23 — Розрахунок виробничої програми.

Розрахунок структури основних фондів Структура основних виробничих фондів визначається часткою кожної групи основних фондів у загальній вартості. Наприклад, будівлі в загальній вартості основних фондів складають:

(66)

де ОФ_буд = 48 269,716 тис. грн — вартість будівель;

ОФ_заг = 1 311 677,075 тис. грн — загальна вартість основних фондів технологічної установки.

Розрахунок структури основних фондів технологічної установки виконується в таблиці 24.

Таблиця 24 — Розрахунок структури основних фондів.

Розрахунок суми амортизаційних відрахувань основних фондів Розрахунок суми амортизаційних відрахувань виконується на прикладі будівель, за формулою

(67)

де На_буд = 5% - норма амортизації будівель.

Розрахунок річної суми амортизаційних відрахувань виконується в таблиці 25.

Таблиця 25 — Розрахунок річної суми амортизаційних відрахувань.

Розрахунок собівартості продукції

Витрати на сировину і допоміжні матеріали визначаються на підставі виробничої програми технологічної установки (таблиця 22) норм витрат і діючих оптових цін.

Затрати на сировину (прямогонна дизельна фракція)

(68)

Де О_с = 2050 тис. т — річний обсяг сировини;

Ц_с = 10 200,0 грн — оптова ціна 1 т сировини.

Розрахунок вартості попутних нафтопродуктів виконується в табл. 26.

Таблиця 26 — Розрахунок вартості попутних нафтопродуктів.

Розрахунок витрат на сировину й матеріали виконується в таблиці 27.

Таблиця 27 — Розрахунок витрат сировини і матеріалів.

Затрати на паливо і енергію визначаються аналогічно затратам на допоміжні матеріали на підставі витратних норм, оптових цін та енергоносіїв. Розрахунок витрат на паливо та енергію виконується в таблиці 28.

Таблиця 28 — Розрахунок затрат на паливо і енергію.

Кошторис витрат на утримання та експлуатацію обладнання відображає затрати на амортизацію обладнання, утримання на поточний ремонт установки. Затрати на утримання обладнання беруться у відсотках від балансової вартості обладнання (4%), затрати на поточний ремонт обладнання складають 6,5% від вартості обладнання.

Розрахунок затрат на утримання і експлуатацію обладнання виконується в таблиці 29.

Таблиця 29 — Кошторис витрат на утримання і експлуатацію обладнання.

У статті «Внутрішньозаводські перекачки» відображаються послуги товарно-сировинного цеху. Затрати на внутрішньозаводську перекачку по установці визначаються множенням собівартості 1 т перекачки та планової кількості сировини, що переробляється на установці.

Цехові, загальнозаводські та інші виробничі витрати розподіляються за технологічним переділом пропорційно сумі прямих затрат на обробку. Розрахунок прямих витрат виконується в таблиці 29.

Таблиця 29 — Розрахунок прямих витрат.

Цехові витрати складають 10% від прямих затрат:

Загальнозаводські витрати складають 15% від прямих затрат:

Розрахунок затрат на обробку сировини виконується в таблиці 30 дані для заповнення беруться з попередніх розрахунків.

Таблиця 30 — Собівартість продукції (затрати на переробку).

Затрати на виробництво без вартості сировини і матеріалів визначаємо як різницю між сумою скалькульованої продукції та затратами на сировину

(21 942 582,68+272 609) — 20 910 000,0 = 1 305 191,68 тис. грн Розрахунок техніко-економічних показників Обсяг реалізованої продукції розраховується за формулою

(69)

де Q_к =2050 тис. т — обсяг випуску і-того виду основної продукції;

Ц_к =15 595,24 грн — ціна 1 т основної продукції

Продуктивність праці одного працівника

— у вартісному вираженні

(70)

де Ч_сп = 44 осіб — спискова чисельність працівників.

— у натуральному вираженні

(71)

Прибуток даної установки розраховується за формулою

(72)

Де С = 21 942 582,68 тис. грн — затрати на виробництво основної продукції.

Середня заробітна плата одного працівника розраховується за формулою

(73)

Де ФЗП = 962 261,59 грн — річний фонд заробітної плати працівників.

Фондомісткість

(74)

Фондовіддача

(75)

Рентабельність

(76)

Розраховані техніко-економічні показники наведені в таблиці 31.

Таблиця 31 — Техніко-економічні показники установки.

Висновки В дипломному проекті виконані розрахунки матеріального і теплового балансу процесу гідроочищення, розрахунок основного апарату (реактора гідроочищення), розрахунок чисельності промислово-виробничого персоналу, фонду заробітної плати, структури основних фондів, визначена собівартість продукції.

Установка з річною потужністю 2,05 млн. т/рік дозволяє отримати очищене дизельне паливо обсягом 2026,835 тис. т.

Запропоноване нове технічне рішення дозволяє заощадити 9 712 560 грн/рік.

Розрахунки дипломного проекту показали, що вартість основної продукції складе 21 942 582,68 тис. грн. Обсяг реалізованої продукції становитиме 31 970 238,1 тис. грн.

Собівартість однієї тони готової продукції складе 10 703,69грн. При такому графіку роботи розмір прибутку буде дорівнювати 10 027 655,42 тис. грн.

При розрахованій рентабельності, яка складає 45,7% показник фондовіддачі складатиме 24,37 грн/грн, а показник фондомісткості - 0,041 грн/грн.

В дипломному проекті розрахована кількість робітників, яка становить 44 працівника, з них 42 робітника технологічної установки (оператори), а також начальник і механік установки, які відносяться до керівників і фахівців. Річний фонд заробітної плати на рік при такому штаті склав 962 616,41 грн.

Середня заробітна плата одного робітника складе 21 869,58 грн/ос., продуктивність праці у вартісному вираженні - 726 596,3 тис. грн/ос. і 46,59 тис. т/ос. — у натуральному вираженні.

Розраховані техніко-економічні показники характеризують ефективну діяльність даної установки.

Список використаної літератури

1. Танатаров М. А. и др. Технологические расчеты установок переработки нефти. М. 1977

2. Кузнецов А. А. Расчеты процессов и аппаратов нефтеперерабатывающей промышленности. М. 1974

3. Рудин М. Г., Драпкин А. Е. Краткий справочник нефтепереработчика. Ленинград, «Химия», 1980

4. Под редакцией Судакова Расчеты основных процессов и аппаратов нефтепереработки. Справочник

5. Герасименко Н. М. и др. Гидроочистка нефтепродуктов. М, 1962.

6. Бесков В. С., Сафронов В. С. Общая химическая технология и основы промышленной экологии: Учебник для вузов. — М.: Химия, 1999. — 472 с.

7. Основи екології: Підручник / Г. О. Білявський, Р. С. Фурдуй, І.Ю. Костіков.- К.: Либідь, 2004. — 408 с.

8. Основные процессы и аппараты химической технологии: Пособие по проектированию/ Г. С. Борисов, В. П. Брыков, Ю. И. Дытнерский и др. Под ред. Ю. И. Дытнерского, 2-е изд., перераб. и дополн. — М.: Химия, 1991. — 496 с.

9. Плановский А. И., Рамм В. М., Коган С. З. Процессы и аппараты химической технологии. — М.: Химия, 1968.

10. Стенсель Й.І. Автоматизація технологічних процесів хімічних виробництв: Навч. посібник. — К.: ІСДО, 1995. — 360 с.

11. Продиус Ю. И. Экономика предприятия: Учебное пособие. — Харьков: ООО «Одиссей», 2004. — 416 с.

12. Свойства органических соединений. Справочник/Под. ред. А. А. Потехина. — Л.: Химия, 1984. — 520 с.

13. Краткий справочник физико-химических величин. Сост. Н. М. Барон и др/Под ред. К. П. Мищенко, А. А. Равделя. — Л.: Химия, 1972. — 200 с.

14. Эрих В. Н., Расина М, Г., Рудин М. Г. Химия и технология нефти и газа. — Л.: Химия, 1977 г.

15. Суханов В. П. Переработка нефти. Учебник для профессиональнотехнических учебных заведений. — М.: Высшая школа, 1974 г.

16. Справочник нефтехимика/ Часть 1. — Л.: Наука, 1978 г.

17. Танатаров Т. А. Основы расчетов технологических установок переработки нефти. — М.: Химия, 1985 г.

18. Итинская Н. И. Топливо, смазочные материалы и технические жидкости. Изд.2-е, переработанное и дополненное. — М.: Колос, 1974 г.

19. Справочник по пожарной безопасности и противопожарной защите на предприятиях химической, нефтеперерабатывающей и нефтехимической промышленности. — М.: Химия, 1975 г.

20. Справочник об охране труда и технике безопасности в нефтеперерабатывающей и нефтехимической промышленности. Новые пересмотренные правила, нормативы и инструкции. — М.: Химия, 1976 г.

21. Кобевник В. Ф. Охрана труда на производстве. — Киев: Высшая школа, 1990 г.

22. Давыдова С. А., Тагасов В. И. Нефть как топливный ресурс и загрязнитель окружающей среды: Учебное пособие. — М.: РУДН, 2004 г.

23. Технологический регламент установки гидроочистки дизельного топлива и прямогонной фракции 140−270 ⁰С ЛЧ-24−2000 № 2 производства 2 по переработке и крекированию сернистой нефти ЧАО «ЛИНИК» ТР 32 292 929.002:2014.

24. Инструкция № 5−43ЦЭ по эксплуатации установки гидкроочистки дизельных топлив ЛЧ-24−2000 № 2 производства 2 ЧАО «ЛИНИК»