Если у вас возникли сложности с курсовой, контрольной, дипломной, рефератом, отчетом по практике, научно-исследовательской и любой другой работой - мы готовы помочь.
Предоплата всего
Подписываем
РЕФЕРАТ
Стор. 84, табл. 30 , мал. 1, бібліограф. посилань 20, креслень 6.
ГІДРООЧИСТКА, МАСЛО, РЕАКТОР, КАТАЛІЗАТОР, ВОДНЕВМІСТНИЙ ГАЗ, СІРКОВОДЕНЬ, ТРУБЧАТА ПІЧ.
В дипломному проекті наведено аналітичний огляд процесів гідроочистки дистилятного масла, розглянуто фізико – хімічні основи процесу, представлена характеристика сировини, каталізатора, готової продукції. Вибрана та описана технологічна схема, приведений матбаланс процесу, виконані технологічні розрахунки реакторного блоку та трубчатої печі.
У розділі “Автоматичні системи керування технологічним процесом” розроблена функціональна схема автоматичного контролю та регулювання блоку гідроочистки.
У розділі “Охорона праці” розробленні необхідні заходи по техніці безпеки, промислової санітарії та протипожежної техніки.
У розділі “Економіка та організація підприємства” приведен розрахунок собівартості однієї тони гідроочищеного масла до та після реконструкції.
Реконструкція полягає у заміні каталізатора КГОМ – 3 на каталізатор нового покоління РК – 438W, який покращує якість гідроочищеного масла.
ЗМІСТ
стор.
Вступ 5
5.1 Розрахунок реакторного блока 25
6.1 Характеристика об’єкта автоматизації 46
6.2 Розробка АСКТП 49
6.3 Вибір комплексу технічних засобів 52
6.4 Розробка функціональної схеми АСКТП 54
7.1 Вибір місця і характеристика майданчика для будівлі 55
7.2 Характеристика можливих небезпечних і шкідливих промислових
факторів на установці 56
7.3 Заходи по створенню безпечних і здорових умов праці,
що передбачені проектом 58
7.4 Характеристика об’єкту з пожежо – та вибухонебезпечності 63
7.5 Протипожежні заходи 64
7.6 Засоби гасіння пожежі 65
8.1 Відомості про процес 66
8.2 Матеріальний баланс 67
8.3 Розрахунок чисельності та фонду заробітної платні ПВП 68
8.4 Розрахунок собівартості виробництва продукції проектного цеху 74
8.5 Розрахунок собівартості виробництва продукції базового цеху 76
8.6 Розрахунок показників ефективності роботи проектного цеху 78
8.7 Розрахунок показників ефективності роботи базового цеху 80
Висновки 83
Література 84
Додатки
ВСТУП
Ємність світового ринку змащувальних матеріалів 44 млн.т./рік – 1% від всієї переробляємої нафти в світі. Їх вартість в 2 – 3 рази більша від нафти. Це найбільш наукомісткий процес.
Класифікують змащувальні масла по засобу виробництва та по області застосування.
В наш час вся потужність виробництва базових масел на Україні зосереджено на АТ “УКРТАТНАФТА” м. Кременчук. Загальна потужність маслоблока складає біля 400 тис. тон змащувальних масел на рік. Така кількість не задовольняє потреби економіки України.[1]
З підвищенням вимог до вмісту сірки виникла потреба вдосконалення технології їх отримання. Актуальним є поглиблення переробки нафти у зв’язку зі зниженням її видобутку, підвищення витрат на видобування та транспортування. Частка вторинних процесів неухильно зростає. [12]
Для збільшення показників якості базових масел та асортименту необхідно на підприємстві проводити реконструкції діючих установок.
Проведення заходів в даному напрямку дозволяє виробляти масляні дистилятні фракції більш вузького фракційного складу, що дає ряд переваг за час послідуючої їх очистки. [2]
Все це, в кінцевому результаті, приводить до підвищення якості базових масел та створює умови для підвищення виробництва базових масел. [1]
На протязі багатьох років покращення якості змащувальних масел різного призначення, досягається за рахунок застосування нових високоефективних присадок. В наш час разом з ними не менш важливим напрямком в отриманні товарних масел стало покращення якості базових масел. Застосування стабільної високоіндексної бази забезпечує таке покращення експлуатаційних характеристик товарних масел, яке не досягається ні застосуванням багатофункціональних присадок, ні застосуванням масел з високополімерними добавками. [3]
Установка гідроочистки масел Г – 24 призначена для кінцевої очистки дистилятних та залишкових масляних фракцій сірчастих нафт, які попередньо очищенні та депарафінованих методом гідроочистки для отримання компонентів для приготування товарних моторних та індустріальних масел. Ця установка складається з декількох блоків. Блок гідроочиски масел вузлами очистки циркулюючого ВСГ та регенерації каталізатора.
Блок гідроочистки масел складається з 3 – ох паралельно працюючих потоків, призначених для гідроочистки 3 – ох видів сировини одночасно.
1. АНАЛІТИЧНИЙ ОГЛЯД МЕТОДІВ ВИРОБНИЦТВА
В наш час виробництво нафтових масел у світі характеризується двома основними тенденціями: погіршенням якості нафт та постійним збільшенням вимог до базових масел. Світовий ринок переходить на масла більш високої якості, вимоги до яких представленні у класифікації АРІ. [4]
На протязі розвитку техніки та транспортних засобів, у результаті збільшення жорсткості робочих умов, збільшення потужності механічних пристроїв, які повинні бути змазані, збільшуються вимоги до якості масел різного призначення. [3]
Сучасне виробництво масел базується на використанні екстракційних процесів (деасфальтизація, селективна очистка, сольвентна депарафінізація), тому хімічний склад масел, в першу чергу, залежить від хімічного складу сировини.
Для вирішення задач виробництва змащувальних масел виникла необхідність модернізувати технології їх отримання, використовуючи процеси, які дозволяють активно впливати на хімічний склад та властивості отриманих масел. До таких процесів відносять каталітичні, які дозволяють здійснювати цілеспрямоване перетворення сировини: гідроочистка, гідрооблагородження, гідродепарафінізація. [5]
Гідрогенізаційні методи виробництва масел мають переваги порівнянно з методами їх селективної очистки, які полягають в більш високому індексі в’язкості та більшому виході масел. Крім того гідрогенізаційні методи характеризуються порівняною проектною технологічною схемою та головне – її гнучкістю. Відсутність процесів фізичного розподілу масляних дистилятів дозволяє уникнути утворенню малоцінних побічних продуктів, таких, як екстракти висококиплячих ароматичних вуглеводнів.
Застосування процесу гідрооблагородження рафінатів перед процесом депарафінізації рекомендується також японськими спеціалістами, які вважають, що така схема отримання масел попереджує їх помутніння, яке спостерігається при виробництві масел за традиційною схемою. [9]
Завершальною стадією виробництва масел є гідродоочистка, яка замінює контактне або кислотне очищення дистилятів або деасфальтизатів, заздалегідь підданих селективному очищенню і депарафінізациі. Гідроочистку здійснюють в порівняно м'яких умовах: відносно низькі температури - порядку 250 - 375°С, тиск водню 2,0-5,0 МПа, питома об'ємна швидкість подачі сировини 0,5-2,0 і питома циркуляція водневмісного газу 300 м3/м3 сировини. В результаті гідроочистки масел поліпшується їх колір, підвищується стабільність кольору, стійкість до окислення, знижується кислотне число, зменшується вміст сірки, азоту і кисню і декілька зростає індекс в'язкості. Гідрування значних кількостей ароматичних вуглеводнів і інтенсивний гідрокрекінг вуглеводнів в умовах гідроочистки практично не відбуваються. Тому в'язкість масел змінюється трохи - тільки за рахунок продуктів деструкції, сірчистих і азотистих з'єднань, що утворюються в результаті реакцій гідрогеноліза.
Вихід масла при гідроочистке звичайно досягає 97-99%, тоді як при інших методах неминучі значні втрати масла. Вважається, що великою перевагою гідроочистки масел є також відсутність необхідності регенерації або утилізації кислого гудрону, що утворюється при сірчанокислотній очищенні, або відпрацьованої глини (адсорбенту) при контактному очищенні.
В процесі гідроочистки масел найчастіше використовують алюмомолібденовий або алюмокобальтмолібденовий каталізатор. Сприятливі результати досягаються при введенні в каталізатор заліза; гідроочистка з таким каталізатором (процес «феррофайнінг») використовується в Західній Європі.
Процес гідроочистки застосовують для облагороджування масел, одержаних з сірчистих і малосірчаних нафт. На вітчизняних установках гідроочистки одночасно можна очищати три види сировини: фракції 350-420°С, 420-490°С і залишкове масло, що википає вище 500°С. Тому установка виконана з трьома потоками із загальним блоком абсорбції і очищення циркулюючого газу від сірководню. Процес проводять на алюмомолібденовом каталізаторі при питомій циркуляції водневмісного газу 300-350 мг/м3 сировини, надмірному тиску 40 ат. і питомої об'ємної швидкості подачі сировини близько 1,5 ч-1.
Середні дані про якість сировини і одержаного з нього гідроочищенного масла приведені табл. 1.1
Таблиця 1.1
Фізико – хімічні показники гідроочистки фракцій масел, отриманих з
різних фракцій.
|
Показники |
Фр.вище 350-420° С |
Фр.420-500° С |
Фр. вище500° С |
|||
|
Неочищена олива |
Гідроочищена олива |
Неочищена олива |
Гідроочищена олива |
Неочищена олива |
Гідроочищена олива |
|
|
Густина при 20° С В’язкість кінематич., при 50 ° С при 100 ° С Індекс в’язкості Колір, мм Температура, ° С: - спалаху у закритому тиглі - застигання Коксівність, ваг. % Вміст сірки, ваг. % |
0,873-0,877 15,5-18,08 4,3-4,9 88-100 20-38 160-176 від -15 до -16 0,01-0,02 0,08-0,17 |
0,874-0,876 15,9-18,3 4,3-4,8 91-109 52-120 179-184 від -15 до -16 < 0,01 0,07-0,11 |
0,885-0,887 30,3-45,5 6,5-8,6 80-88 13-38 176-196 від -15 до -16 0,03-0,07 0,13-0,20 |
0,885-0,887 37,1-42,4 7,5-8,2 88-91 35-80 201-205 від -15 до -16 0,02-0,04 0,08-0,13 |
0,900 164,8 21,0 81 9 208 -15 0,63 0,25 |
0,891-0,896 146-151,5 19,7-20,2 86-89 17-18 228-248 -15 0,45-0,53 0,14-0,15 |
Якість масла в результаті доочистки значно поліпшується; при цьому індекс в'язкості підвищується в середньому на 2-3 одиниці, колір масел поліпшується в 2,5-3 рази, вміст сірки знижується на 25-40%, а коксівність - на 20%, значно підвищується стабільність масла проти окислення.
Порівняльна характеристика дистилятних масел, одержаних на установках контактного очищення і гідроочистки, приведена табл. 1.2:
Таблиця 1.2
Характеристика дистилятних масел, отриманих на установці контактної очистки та гідроочистки
|
Показники |
Фр. вище 350-420° С |
Фр.420-490° С |
||
|
Після контактної очистки |
Після гідроочистки |
Після контактної очистки |
Після гідроочистки |
|
|
Колір, мм Індекс в’язкості Кислотне число, мг КОН/г Осад, ваг. % |
33-38 85-95 0,447-0,573 0,077-0,19 |
85-112 100-109 0,255-0,292 0,047-0,051 |
22-25 82-86 0,318-0,547 0,031-0,162 |
33-45 88-85 0,210-0,280 0,019-0,051 |
Приведені дані показують перевагу методу гидродоочистки перед контактним очищенням.
Для одночасної гідроочистки різних масел установки звичайно виконують трьохпотоковими. Одержувані масла характеризуються підвищеним індексом в'язкості, хорошим кольором, низькою коксуємістю. За всіма цими показниками гідроочищені масла перевершують масла контактної доочистки.
Нижче в таблиці 1.3 приведені результати випробування термоокислюванної стабільності моторних масел, одержаних контактною доочисткою і гідроочисткой (за методом TGL 17745):
Таблиця 1.3
Результати випробування термоокислюванної стабільності моторних масел, одержаних контактною доочисткою і гідроочисткой
|
Найменування |
Після контактної доочистки |
Після гідроочистки |
|
|
при 320 ° С |
при 380 ° С |
||
|
Базова олива: - збільшення коксуємості, % - збільшення в’язкості при 50 ° С , % |
0,87 29,1 |
0,65 12,2 |
0,84 22,8 |
|
Товарна олива: - збільшення коксуємості, % - збільшення в’язкості при 50 ° С , % |
0,72 13,0 |
0,52 6,35 |
0,43 4,23 |
Крім перерахованих переваг процес гідроочистки відрізняється вищими економічними показниками: підвищенням виходу цільового продукту на 4-5%, підвищенням продуктивності праці, зменшенням площі установок, зниженням експлуатаційних витрат. Економічним недоліком процесу є вищі капіталовкладення, проте цей чинник компенсується поліпшенням решти показників. Тому процес відрізняється високою ефективністю і знаходить все більш широке застосування. Вивчаються також можливості гідроочищення в інших варіантах поєднання з процесами селективного очищення і депарафінізації. Вживані в таких випадках умови гідроочищення майже не відрізняються від умов гідроочистки відповідних масел. Встановлено, що в результаті попереднього гідроочищення можна понизити глибину екстракції, збільшити відбір рафінату і підвищити продуктивність установки селективного очищення. Гідроочищення залишкового рафінату селективного очищення дозволяє унаслідок зниження смол в 1,5 разу інтенсифікувати подальшу низькотемпературну депарафінізацію, а також підвищити вихід депарафінізованного масла. При гідроочищенні дистилятних рафінатів селективного очищення значно поліпшуються в’язкості властивості продукту; приріст індексу в'язкості у міру поглиблення очищення селективним розчинником збільшується. У всіх випадках одержувані масла близькі за якістю до масел після проведення звичайної гидроочистки, тобто характеризуються кращим кольором, низькою коксуємістю, високою сприйнятливістю до присадок.
Таким чином, кожен варіант поєднання гідроочищення з процесами селективного очищення і депарафінізації має свої переваги. Вибір оптимальної технологічної схеми повинен базуватися на ретельній оцінці експлуатаційних властивостей одержуваних масел і на даних техніко-економічного зіставлення схем. В даний час даних для такого вибору недостатньо, і це питання вимагає подальшого вивчення. Розглянуті варіанти процесу гідроочищення так чи інакше поєднуються з очищенням селективними розчинниками. Проте у ряді випадків гідроочищення є основною стадією очищення і дозволяє виключити з технологічної схеми процес селективного очищення. Це можливо за наявності сировини сприятливого складу і виробленню масел з невисокими в’язкістними властивостями.
Гідроочищення як єдиний ступінь очищення здійснюється при жорсткішому режимі, чим у випадках поєднання з селективним очищенням. При виробництві індустріальних масел з легкого і середнього дистилятів по схемі депарафінізація - гідроочищення останню проводять при температурах до 380- 400°С і швидкості подачі не вище 1 - 1,1, тобто в умовах, помітно жорсткіших, ніж в процесі гидроочистки масел близької в'язкості. Очищення в такому режимі забезпечує підвищення індексу в'язкості на 9 - 12 пунктів; температура застигання підвищується на 2 - 6°С, що необхідно враховувати на стадії депарафінізації; глибина очищення від сірковмісних з'єднань досягає 80%.
Гідроочищення як основний ступінь очищення може застосовуватися і в інших варіантах технологічної схеми. Можливо, наприклад, отримання трансформаторних масел по схемі гідроочищення - депарафінізація - доочистка. За наявності сировини з достатньо низькою температурою застигання гідроочищення може бути єдиним процесом в технології виробництва базового масла з прямогонного дистиляту. Проте порівняно низький тиск в процесі гідроочищення не дозволяє здійснити достатньо глибоке гідрування важких ароматичних вуглеводнів, тому масла з високим індексом в'язкості одержують сумісним застосуванням процесів селективного очищення і гідроочищення. Крім того, у ряді випадків необхідно гідрувати легкі ароматичні вуглеводні, що процесом гідроочищення не забезпечується. Вказані недоліки усуваються при здійсненні гідрування під високим тиском. [6]
Одним з недоліків масел в СНД є наявність в них важкої ароматики, яка погіршує стабільність масла при експлуатації і понижує його індекс в’язкості.
Повне видалення цих вуглеводнів можливе лише при поєднанні жорсткої каталітичної гідроочистки з наступною доочисткою селективними розчинниками, найкраще N- метилпіролідоном. Необхідно відмітити, що для перетворення низькоіндексних ароматичних вуглеводнів у відповідні ароматичні вуглеводні з прийнятними індексами в’язкості необхідно застосовувати гідрообробку при більш жорстких умовах, ніж при традиційній гідроочистці депарафінованих масел.
За кордоном ця проблема давно вирішена, а зараз впроваджується різні схеми гідрокрекінгу, в яких (наприклад США) уже обробляється 15 % базових масел. В СНД поки що існує тільки дві установки гідрокрекінгу: на одній (Ангарський НПЗ) виробляються високоякісні трансформаторні масла, а на другій (Волгоградський НПЗ) гідрорідини ВМГЗ. Останній процес є скоріше гідроочисткою (Р=5Мпа). В останній час розпочато будівництво установок гідрокрекінгу на Ново-Ярославському НПЗ. В США методом гідрокрекінгу одержують базові масла з в’язкістю 110, температурою спалаху до 260 °С, температурою застигання до -18 °С, та випарюванням менше 10 %.
Існуючі в СНД процеси гідроочистки тиском близько 3 МПа не вирішили проблеми якості масел. Для вирішення цієї проблеми у ВНІІНП розроблено процес на типовому обладнанні зі збільшенням тиску до 5 МПа. Вирішення задачі досягається впровадженням нових каталізаторів.
Для одержання в умовах Росії масел сучасної якості з високим виходом фірма Тексако пропонує доповнити існуючі маслоблоки попереднім гідруванням при 7-8 МПа, НМП-екстракцією та каталітичною депарафінізацією.
Заслуговує уваги метод жорсткої гідроочистки (гідрування) вакуумних дистилятів вузького (30-50°С ) фракційного складу. При такому способі жорсткої гідроочистки вузьких фракцій при тиску водню 7-8 МПа можна одержати масла значно вищої якості, ніж при аналогічному гідруванні широких (80-100°С) фракцій, що практикується на заводах СНД і на деяких зарубіжних підприємствах.
Спосіб жорсткої гідроочистки (гідрування) вузьких фракцій вакуумних дистилятів був у свій час розроблений в СРСР, але на жаль, не був запроваджений у виробництво.
В жорстких умовах гідроочистки ароматичних вуглеводнів, які вміщують у своєму складі 3 і більше ароматичних кілець, реакціями гідрування, деалкіювання і крекінгу ці ароматичні вуглеводні перетворюються на відповідні компоненти і в першу чергу – нафтено-ароматичні. Останні характеризуються нижчими температурами викіпання (на 10 - 40°С) і нижчим індексом в’язкості, ніж вуглеводні, які мають температури википання вихідної сировинної фракції. В умовах жорсткої гідроочистки вузьких вакуумних дистилятів із гідрогенізатів можна методом перегонки виділити високоіндексну частину вуглеводнів, яка википає в границях вихідної сировини і малоіндексну (восновному із заново утворенних нафтеново-ароматичних вуглеводнів), яка википає при більш низькій температурі, ніж вихідна фракція сировини.
При жорсткій гідроочисці широких фракцій (80-100°С) утворенні гідрогенізати методом розгонки неможливо розділити на високоіндексну та малоіндексну частини.
Після жорсткої гідроочистки вузьких вакуумних дистилятів (на вакуумній колоні АВТ доцільно одержувати сорокаградусні фракції від 300°С до 500°С, наприклад: 300-340, 340-380, 380-420, 420-460, 460-500, 500-540°С.) Одержанні гідрогенізати розділяють на паливні та масляні компоненти відгонкою при атмосферному тискові. При цьому одержують паливні фракції (до 300°С), вихід яких складає близько 3-8 %.
Після відгонки паливних фракцій залишки гідрогенізатів під вакуумом розділяють на нейтральні і ароматизовані компоненти масел.
Зокрема, як приклад, при жорсткій гідроочистці фракції 390-420 °С матеріальний баланс після перегонки гідрогенізату складатиме:
- паливні компоненти (фр. н.к. -300°С) 5%
- ароматизований компонент (фр. 300-390°С) 30%
- нейтральний компонент(фр. 390-420°С) 65%
Знову утворені фракції при такій жорсткій гідроочистці вакуумних дистилятів у своєму складі мають мало парафінових і нафтенових вуглеводнів, але – високий відсоток нафтено - ароматичних вуглеводнів з конденсованими кільцями і парафіновими ланцюгами і значний відсоток алкілбензолів. Нейтральні компоненти масел характеризуються достатньо високими індексами (близько 90-100) і після депарафінізації можуть застосовується як базові компоненти різноманітних масел. Індекс в’язкості таких масел буде близько 90 пунктів.
Нейтральні ароматичні компоненти одержані вищезазначеним способом жорсткої гідроочистки вузьких масляних фракцій безпосередньо можна використовувати як складові базових масел.
Але враховуючи наявність на АТ ”УКРТАТНАФТА” маслоблоку з установкою очистки селективними розчинниками, нейтральні і ароматичні компоненти з метою подальшим підвищенням їх якості і одержання спеціальних продуктів доцільно направляти га доочистку селективними розчинниками (N-метилпіролілоном, фурфуролом, фенолом), де із нейтральних компонентів можна виділити з високим виходом (близько 90%) високоіндексні продукти, які після депарафінізації та гідроочистки матимуть індекс в’язкості близько 110-130 пунктів. Нейтральні і ароматичні компоненти з невисокими температурами википання, наприклад, фракції 300-330°С, 330-340°С недоцільно направляти на доочистку селективними розчинниками, так як ці продукти можна з достатньою глибиною гідроочистки в вищезгаданих умовах жорсткої гідроочистки. Крім того, після очистки таких фракцій селективними розчинниками виникають проблеми пов’язанні з відгонкою селективних розчинників від цільових продуктів.
Ароматичні фракції після очистки селективними розчинниками і депарафінізації дадуть два види масляних компонентів:
а) на базі рафінату – масляні компоненти з високим вмістом алкіл- бензолів;
б) на базі екстракту - масляні компоненти з високим вмістом нафтено - ароматичних вуглеводнів з парафіновими ланцюгами;
Компоненти масел багаті алкілбензолами характеризуються достатньо високими індексами в’язкості і можуть застосовуватись як складові моторних і індустріальних масел.
Компоненти масел з високою концентрацією нафтено-ароматичних вуглеводнів характеризується низьким індексами в’язкості і можуть застосовуватись як складові спеціальних масел (масел пластифікаторів, масел-теплоносіїв, індустріальних масел, які застосовуються тільки в закритих приміщеннях і т.д.).
Методом компаундування із нейтральних компонентів можна одержувати відповідної в’язкості високоіндексні компоненти моторних, трансмісійних: індустріальних (типу И-8А, И-12А, И-20А, И-30А, И-40А, И-50А), гідравлічних масел та інших масел. Доцільно також застосовувати компаундування нейтральних масел з ароматичними маслами – компонентами збагаченими алкілбензолами. При такому компаундуванні будуть одержуватись високоіндексні масла.
З урахуванням відборів при жорсткій гідроочистці, очистці селективними розчинниками і депарафінізації відповідно запропонованому способу переробки вакуумних дистилятів сумарний вихід нейтральних товарних масел складатиме близько 40 % на вихідні вакуумні дистиляти.
Успішний розвиток процесів гідрообезсірювання залишкової сировини визначається досягненнями у області створення каталізаторів.
Каталізатори процесів, гідрогенізацій, вельми різноманітні, але їх можна класифікувати за призначенням так: каталізатори гідроочищення нафтових дистилятів; каталізатори гідрокрекінгу нафтової сировини від нафти до мазуту; каталізатори деалкілування.
Як приклад розглянемо використання процесів гідрогенізації для отримання масел. Гнучкість і універсальність процесів, гідрогенізацій, характерні не тільки при отриманні з їх допомогою палив і сировини для хімічної промисловості, але і при отриманні масел. У виробництві масел гидрогенізаційні процеси можуть застосовуватися в різних модифікаціях. При гідроочищенні депарафінірованного масла у відносно м'яких умовах не відбувається ні перетворення ароматичних вуглеводнів, ні гідрокрекінгу, але проте вихід і якість очищеного масла значно перевершує ці показники очищення змащувальних масел глиною. Тому гідроочищення масел знайшло широке застосування у всіх країнах світу. Гідрування фракцій (особливо одержаних при переробці різних сірчистих нафт) в жорстких умовах замість селективного очищення, як показав ряд робіт, технічно здійснено, але в даний час економічно не виправдано, за винятком отримання спеціальних і високоіндексних масел. Це пояснюється тим, що гідрування вимагає більших витрат, ніж селективне очищення. Різниця у витратах особливо позначається тоді, коли в початковій сировині міститься багато конденсуючи ароматичних вуглеводнів і для перетворення їх у відповідні нафтени потрібне проведення гідрування саме в жорстких умовах: із застосуванням вищого тиску. У м'якшому режимі вдається одержувати масла із значно нижчим індексом в'язкості, чим в жорсткому режимі. Тому в даний час гідрування як метод отримання масел замість селективної очистки знаходить обмежене застосування. Проте в цій області ведуться дослідження, в основному пошуки каталізатора, застосування якого дозволило би понизити витрати (у тому числі і за рахунок зниження необхідного тиску в системі). [8]
Каталізатор ГО-38 призначений для процесу гідроочищення масляних фракцій, у тому числі і сировини для отримання білих масел методом гідрування. Він являє собою алюмоникельмолібденову систему. Його характеристики наведенні нижче в таблиці 1.4:
Таблиця 1.4
Характеристики каталізатора ГО-38
|
Показник |
Після контактної доочистки |
|
Масова частка компонентів каталізатора (у перерахунку на прожарений при 650 ºС), %: - триоксида молібдена - оксида нікеля - оксида натрія, не більше - оксида заліза, не більше |
18,0-21,0 7,0-9,0 0,4 0,2 |
|
Фізичні характеристики і каталітичні властивості: Діаметр гранул, мм Насипна густина (у перерахунку на прожарений при 550 ºС), г/см³, не менше Середній коефіцієнт міцності, кг/мм, не менше Масова частка втрат при прокалюванні при 650 ºС %, не більше Масова частка фракції менше 1 мм %, не більше |
2,5-3,5 0,8 0,8 5,0 1,0 |
У АТ “Сорбент“ розроблений каталізатор КГОМ-1 для гідрооблагородження масляних фракцій і рафінатов, що відрізняється від традиційних вітчизняних каталізаторів, наприклад АКМ, не тільки більшою активністю, але і більшою механічною щільністю. Його характеристики наведенні нижче (табл. 1.5):
Таблиця 1.5
Характеристики каталізатора КГОМ-1
|
Показники |
Каталізатор |
|
|
АКМ |
КГОМ-1 |
|
|
Насипна густина Діаметр гранул, мм Коефіцієнт міцності при розколюванні Н/мм Вміст оксидів молібдена та нікеля (кобальта), % (мас.) Промотор |
690 3 10 18 - |
760 2-3 19 12 + |
Підвищенні насипна щільність і механічна міцність цього каталізатора досягається застосуванням оригінального носія, що одержується за технологією запропонованою і реалізованою В АТ “Сорбент“.
Порівняльні випробування каталізаторів АКМ і КГОМ-1 проведені на пілотних установках в умовах, експлуатації установки Г-24 гідроочищення масел.
Як сировину використовували не гідроочищені депарафіновані масляні фракції, які використовували для отримання дистилятних основ із вміст сірки відповідно 1, 1.1, 1.6 % (мас.). Індекс в'язкості складає 87, 84 і 86, температура застигання - мінус 13, мінус 13 і мінус 3.
Показник якості сировини і результати його гідрооблагородження на каталізаторах АКМ і КГОМ-1 приведенні в табл. 1.6:
Таблиця 1.6
Показник якості сировини і результати його гідрооблагородження на каталізаторах АКМ і КГОМ-1
|
Показники |
До гідроочистки |
Після гідро очистки на каталізаторі |
|
|
АКМ |
КГОМ-1 |
||
|
Масло И-20А Температура спалаху, °С Колір, од. ЦНТ |
189 1,5 |
181 1 |
183 1 |
|
Масло И-30А Температура спалаху, °С Колір, од. ЦНТ |
216 2,5 |
210 1,5 |
216 1,5 |
|
Залишкове масло Температура спалаху, °С Колір, од. ЦНТ Коксуємість, % |
269 6,5 0,65 |
262 4 0,45 |
267 3 0,3 |
Як випливає з цих даних, каталізатор КГОМ-1 більш ефективно видаляє сірку, підвищує індекс в'язкості і знижує коксуємість. При цьому температура застигання гідрогенізатів зростає не більше, ніж при використанні каталізатора АКМ (у прибудовах погрішності вимірювання).
Новий каталізатор успішно експлуатується на установці Г-24 в процесі гідрооблагородження депарафінованих масляних фракцій та рафінатів.
ООО “Компанія КАТАХІМ” розробила каталізатор РК - 438 призначений для використання в процесах гідрооблагородження середнєдистилятних фракцій, а також нафтових масляних фракцій. Випускається в трьох варіантах:
Каталізатор РК - 438 є каталізатором нового покоління і рекомендується для процесів:
1. Гідрооблагородження нафтових масляних фракцій з метою підвищення індексу в'язкості, поліпшення низькотемпературних властивостей, кольору, підвищення температури спалаху і зниження вмісту сірки в компонентах базових масел. В результаті процесу гідрооблагородження базові масла набувають високої сприйнятливості до присадок, що дозволяє одержувати на їх основі високоякісні товарні масла;
2. Гідрооблагородження середньодистилятних фракцій.
Показник якості сировини і результати його гідрооблагородження на каталізаторах РК - 438 (W) приведенні в таблиці 1.7:
Таблиця 1.7
Показник якості сировини і результати його гідрооблагородження на каталізаторах РК - 438 (W)
|
Показники якості. |
Середнєвязкий рафінат |
Залишковий рафінат |
||
|
сировина |
гідрогенізат |
сировина |
гідрогенізат |
|
|
Вміст сірки, % мас. |
0,69 |
0,04 |
0,98 |
0,18 |
|
Індекс в'язкості |
111 |
116-117 |
90 |
98-99 |
|
Температура спалаху, °С |
- |
208 |
- |
262 |
|
Температура застигання, °С |
-30 |
-31 |
-51 |
-51 |
Після отримання гідрооблагородженних рафінатів була проведена лабораторна депарафінізація і одержані компоненти базових масел з якісними характеристиками, викладеними в наступній таблиці 1.8:
Таблиця 1.8
Якісними характеристики компонентів базових масел
|
Показники якості. |
Середнєвязкий компонент |
Залишковий компонент |
|
Вміст сірки, % мас. |
0,05 |
0,15 |
|
Індекс в'язкості |
97-99 |
95-96 |
|
Температура спалаху, °С |
210 |
230 |
|
Температура застигання, °С |
-13 |
-15 |
На підставі аналізу результатів випробувань розробник рекомендує для процесів гідрооблагородження як масляних рафінатів, так і депарафінованих з метою отримання високоіндексних компонентів базових масел використовувати каталізатор РК - 438 в модифікаціях:
2. ФІЗИКО-ХІМІЧНІ ОСНОВИ ПРОЦЕСУ.ХІМІЗМ ГІДРООЧИСТКИ
Сировиною для отримання змащувальних масел є висококиплячі дистилятні та залишкові фракції нафти, які є складною суміщю вуглеводнів різних груп та гетероз’єднань, які містять перш за все атоми сірки, азоту, кисню та високомолекулярних речовин, таких як смолисті та асфальтенові. Всі ці компоненти сировини можуть вступати у взаємодію з воднем. [2]
Гідроочистка масел - це процес доочистки масляних фракцій шляхом гідрування сіро-, азот- і кисневмісних вуглеводнів, неграничних вуглеводнів і смолянистих речовин у присутності каталізатора.
Гідроочищенню піддаються депарафінюванню масла з дистилятних рафінатів після фурфурольной очищення і рафінат залишкової фракції після пропанової деасфальтизації і фенол-крезольной очищення.
В результаті гідроочищення поліпшується колір, стабільність масел до окислення, знижується вміст сірки і коксу.
Перетворення сірчистих, кисневих і азотистих з'єднань в умовах гідроочищення протікають у напрямі виділення гетероатомів у вигляді сірководню, води і аміаку.
Гідрування меркаптанів:
RSН + Н2 RH + H2S (2.1)
Гідрування сульфідів та дисульфідів:
R–S–R´ + 2Н2 RH + R´Н + H2S (2.2)
R–S–S–R´ + 3Н2 RH + R´Н + 2H2S (2.3)
Гідрування тіофенів:
С4H10 + H2S (2.4)
S S
Гідрування теофанів
CН3
изо-С5H12 + H2S (2.5)
S
Гідрування фенолів:
ОН ОН
+ Н2О (2.6)
Гідрування піридинових луг:
N NH
C5H11NH2 C5H12 + NH3 (2.7)
Очищення циркулюючого водневмісного газу (ВСГ) від сірководню проводиться розчином моноэтаноламіна (МЭА) в процесі абсорбції. Регенерація розчину МЭА відбувається при вищій температурі з виділенням чистого сірководню.
2RNH2 + Н2S (RNH3)2S (2.8)
RNH2 + Н2S (RNH3)HS , (2.9)
де R – радикал ОН-СН2-СН2-
Одержуваний в процесі гідроочищення вуглеводневий газ спалюється на спеціальних пальниках печей установки, а відгін (фракція з температурою кінця кипіння не вище 350 °С) виводиться в котельне паливо.
Каталізатори гідрогенізаційних процесів виконують декілька функцій. Звичайно розрізняють гідруючу, розщеплюючи (що крекінгує) і ізомерізуючі функції. Першу функцію забезпечують метали в основному VIII групи і оксиди або сульфіди деяких металів VI групи періодичної системи. Крекінгуюча функція забезпечується носієм: оксидом алюмінію, алюмосилікатамі, магнійсилікатамі або активованою глиною. Звичайно носії виконують також ізомерізуючу функцію. Якщо хочуть підвищити активність крекінгуючого компоненту, вдаються до обробки каталізатора галоїдами фтором або хлором. Якщо необхідно підсилити гідрування, збільшують вміст металу, сприяючого гідруванню, або додають промотори, звичайно рідкоземельні метали. Слід підкреслити, що додавання галоїдів сприяє посиленню не тільки що крекінгує, але і ізомерізующей здібності. В деяких випадках обидві функції може виконати одне з'єднання, наприклад дісульфід вольфраму. Іноді сульфіди і оксиди металів у вільному стані (без носіїв) виявляють кислотні властивості. Прикладом може служити дісульфід вольфраму, що володіє каталітичною активністю в реакціях гидроїзомерізациі і гідрокрекінгу, а також в реакціях насичення кратних зв'язків у вуглеводнях.
Гідруючі каталізатори можна розділити на наступні типи: метали, оксиди і сульфіди металів, молібденові каталізатори.
Метали (платина, паладій, нікель) в чистому вигляді або на носіях вживані в реакціях насичення неграничних і ароматичних вуглеводнів. Вони дозволяють вести процес при низьких температурах, проте у сировині не повинно бути каталізаторних отрут.
Оксиди і сульфіди металів (або їх поєднання) на кислотних носіях оксиду алюмінію або магнію, кизельгур. Вони застосовуються головним чином в реакціях насичуючого гідрування у присутності потенційних каталізаторних отрут. Оксиди і сульфіди металів (або їх поєднання) на кислотних носіях алюмосилікаті, магнійсилікаті, окислу алюмінію (кислотної) або активованій глині. Ці каталізатори застосовуються найчастіше для проведення гидроїзомерізациі і гідрокрекінгу. Великої шкоди роботі установок, гідрогенізацій, завдають так звані каталітичні отрути. Як правило, елементи V групи (азот, фосфор, миш'як сурма, вісмут) і частина елементів VI групи (кисень, сірка, селен, теллур) є отрутами для металів VIII групи (заліза, кобальту, нікелю, платини паладію). Отрути блокують активні центри каталізатора, оскільки міцно адсорбуються на них або хімічно взаємодіють з ними. При регенерації каталізатора в результаті окислення каталізаторних отрут досягається їх нейтралізація, проте кращим способом боротьби з отрутами є встановлення додаткового (першої по ходу сировини) реактора, заповненого каталізатором, для розкладання або скріплення отруйливих домішок. Оскільки сірчисті з'єднання присутні практично у всіх видах сировини, слід застосовувати каталізатори, стійкі до сірки. Такими каталізаторами є сульфіди металів. У більшості сучасних процесів як каталізатори використовують кобальт або нікель, змішані з молібденом на пористому носії (в основному окисел алюмінію); іноді застосовують сульфідний нікельвольфрамовий каталізатор. Звичайно каталізатори випускаються в окисній формі; при гідрогенізації сірчистої сировини оксиди кобальту (або нікелю) і молібдену повністю або частково переходять в сульфідну форму. Часто після завантаження каталізатор осірняют заздалегідь обробляють сірководнем або сірчистими з'єднаннями і воднем.
Молібденові каталізатори, особливо переведені в сульфідну форму, вельми активні в реакціях гідрування, протікаючи в результаті розриву зв'язків С-S. Та ж дія надає, наприклад, молібден з кобальтом на окислі алюмінію; дуже важливо, що каталізатор володіє високою теплостійкістю це сприяє подовженню терміну його служби, З іншого боку, активність каталізатора гідрокрекінгу відносно розриву - зв’язків С-С мала, унаслідок чого утворення низькокиплячих продуктів за умов, потрібних для видалення сірки, трохи.
В процесі гідроочищення масел застосовують алюмокобальтмолібденовий і алюмонікельмолібденовий каталізатори, які володіють достатньою механічною міцністю, не втрачають активності під впливом води і металів, мають високу активність і вибірковість.
У міру роботи на каталізаторі відкладаються кокс і сірка, що знижує його активність. Активність каталізатора відновлюється при випалюванні коксу і сірки пароповітряною сумішшю в процесі регенерації каталізатора.
Також використовують ВСГ з установок каталітичного ріформінгу. Об'ємна частка водню в цьому газі від 70 % до 90 %, решту частини складають метан, етан, пропан і бутан.
В результаті реакцій гідроочищення водень поглинається, утворюються вуглеводневі гази, сірководень і вода. Тому вміст водню у ВСГ на вході в реактор більше, ніж на виході. Витрата водню заповнюється постійним підживленням системи циркулюючого ВСГ свіжим водневмістним газом з установок ріформінга з одночасної сдувкою частини циркуляційного ВСГ в паливну мережу.
Параметри процесу гідроочищення підтримують в певних межах залежно від якості сировини і необхідного ступеня очищення.
Оптимальна температура для реакцій гідроочищення масел визначається залежно від якості сировини і активності каталізатора і складає не вище 350 °С. При значному зниженні температури реакції знесірення протікають слабо, а при підвищенні - посилюються реакції крекінгу і коксоутворення.
При роботі установки на початку пробігу каталізатора підтримують нижчу температуру, оскільки підвищення температури компенсує падіння активності каталізатора в процесі експлуатації.
Загальний тиск в системі знаходиться в межах від 3,2 МПа до 4,0 МПа (від 32,0 кгс/см2 до 40,0 кгс/см2). Чим продукт, що важче очищається, і чим більше в ньому неграничних вуглеводнів, тим вище повинен бути парціальний тиск водню у водневмістному газі на вході в реактор. З підвищенням парціального тиску водню поліпшується ступінь очищення, зменшується коксоутворення, збільшується термін служби каталізатора.
Співвідношення об'ємів водневмістного газу в нм3/ч і сировині в м3/ч, що подаються в реактор, визначає кратність циркуляції водневмістного газу.
Оптимальна кратність циркуляції ВСГ залежить від виду сировини, необхідного ступеня очищення і складає для дистилятних фракцій не менше 300:1, а для рафінату залишкової фракції - не менше 500:1. Підвищення кратності циркуляції сприяє збільшенню тривалості без регенераційного пробігу установки.
Ступінь очищення масел залежить від часу контакту газосировинної суміші з каталізатором. Час контакту характеризується об'ємною швидкістю подачі сировини, яка є співвідношенням об'єму сировини, що подається в реактор в 1 годину, до об'єму завантаженого в реактор каталізатора. При постійних температурі і тиску збільшення об'ємної швидкості подачі сировини призводить до зниження ступеня гідроочищення, погіршення якості гідроочищених масел.
Оптимальна об'ємна швидкість подачі сировини залежить від температури і тиску процесу, виду сировини, активності каталізатора, необхідного ступеня очищення і складає для дистилятних фракцій не більше 2 ч-1, а для рафінаду залишкової фракції - не більше 1,5 ч-1.
3. ХАРАКТЕРИСТИКА СИРОВИНИ,ПРОДУКТІВ І ДОПОМІЖНИХ МАТЕРІАЛІВ.
3.1 Характеристика сировини, продуктів та допоміжних матеріалів приведена в табл. 3.1:
Таблиця 3.1
Характеристика сировини, продуктів та допоміжних матеріалів
|
Найменування початкової сировини, матеріалів, реагентів, каталізаторів, полу-фабрикатів, виготовля-ємої продукції |
Міждержавний, національний або галузевий стандарт, технічні умови або методика |
Показники якості обов'язкові для перевірки (найменування і одиниця вимірювання) |
Норма (допустимі межі) по нормативній документації |
Область використан-ня |
|
1 |
2 |
3 |
4 |
5 |
|
Вихідна сировина |
||||
|
1 Фракція 420-500 ˚С де парафінована |
СТП 0152307.02.74 |
1.Індекс в'язкості, не менше 2.Температура спалаху у відкритому тиглі,˚С, не нижче 3.Температура застигання, ˚С, не вище з 1 квітня по 1 жовтня Вміст сірки, % (мас.), в тому числі: - меркаптанової Sм - сульфідної Sc - дисульфідної Sд - тиофенової Sт - вміст ненасичених вуглеводнів на сировину |
85 190 мінус 10 мінус 5 0,05 0,6 0,05 0,8 10 |
- |
Продовження таблиці 3.1
|
Продукція, що виробляється |
||||
|
2.Компонент масел - фракція 420-500 ˚С гідроочищенна |
СТП 00152307.02.77 |
1Температуру спалаху у відкритому тиглі,˚С, не нижче 2 Масова частка сірки ,%, не більше 3 Колір,ед. ЦНТ, не більше 4 Вміст води |
220 0,9 2,5 Відсутність |
Використову-ється як компонента при приготуванні товарних масел |
|
Реагенти |
||||
|
1.Воднев-містний газ |
СТП 0152307.02.101 |
1 Об'ємну частку водню, %, не менше 2 Об'ємна частка сірководню, %, не більше |
80,0 0,003 |
Використову-ється як реагент |
|
Побічна продукція |
||||
|
1.Газ сірководневмістний |
СТП 0152307.02.94.87 |
Мас. частка сірководню, % |
97 |
- |
Продовження таблиці 3.1
|
Каталізатори |
||||
|
1.Каталізатор PK – 0,12 |
ТУ 38.1011381 |
1. Масову частку компонентів каталізатора в перерахунку на суху речовину %: - оксид молібдену - оксид нікелю - оксид натрію, не більше - оксид вольфраму 2. Насипна щільність, г/см3, не менше 3. Діаметр гранул, мм 4. Індекс міцності на розколювання на ножі 0,1 мм, кг/мм, не менше 5. Механічна міцність на роздавлювання по торцю, МПа, не менше 6. Питома поверхня, м2/г, не менше 7. Форма гранул |
- 1,0-2,0 0,1 - 0,8 10,0-18,0 - 10 100 циліндри |
Використовується як каталізатор захисного шару |
|
Закінчення таблиці 3.1 |
||||
|
2.Каталізатор PK – 438 W |
ТУ 2177-005-40431454-2002 |
1. Масову частку компонентів каталізатора в перерахунку на суху речовину %: - оксид молібдену - оксид нікелю - оксид натрію, не більше - оксид вольфраму 2. Насипна щільність, г/см3, не менше 3. Діаметр гранул, мм 4. Індекс міцності на розколювання на ножі 0,1 мм, кг/мм, не менше 5. Механічна міцність на роздавлювання по торцю, МПа, не менше 6. Питома поверхня, м2/г, не менше 7. Форма гранул |
- 6,0-8,0 0,1 12,0-20,0 0,8 2,0-3,0 1,8 - 185 ектсрудати |
Використовується як каталізатор основного шару |
4. ВИБІР, ОБГРУНТУВАННЯ ТА ОПИС ТЕХНОЛОГІЧНОЇ СХЕМИ БЛОКУ ГІДРООЧИТСКИ ДИСТИЛЯТНОЇ МАСЛЯНОЇ ФРАКЦІЇ
Відповідно до завдання на дипломний проект необхідно провести реконструкцію діючої установки гідроочистки дистилятної масляної фракції 420 – 500 °С. Процес являється кінцевим і повинен забезпечити потрібну якість базового масляного компоненту. В основі роботи установки лежить процес гідроочищення сировини. Він забезпечує необхідну якість сировини, з найменшими витратами.
На АТ “УКРТАТНАФТА” працює набір каталізаторів КГОМ. На основі літературних даних, та робіт науково дослідницьких інститутів, для конкретних умов роботи установки пропонуються каталізатори серії РК, їх переваги: технологічний режим та технологічна схема залишаються не змінними.
Н-1 – сировинний насос, Т-1 - Т-3 – теплообмінники, ЗБ – збірник,
П-1 – трубчата піч, Р-1 – реактор, С-1 – високотемпературний сепаратор високого тиску, Х-1 – холодильник циркулюючого газу,
С-2 – низькотемпературний сепаратор високого тиску, К-1 – відпарна колона, Х-3 – конденсатор – холодильник, С-3 – газосепаратор та водовідділювач,
Н-2 – насос для відкачки оливи, К-2 – колона вакуумної сушки,
Х-2 – холодильник, С-4 – сепаратор – краплевідбійник,
СМ-1,СМ-2 – змішувач, Ф-1– фільтр, Х-4 – кінцевий холодильник.
1 – сировина, 2 – свіжий водневмістний газ, 3 – доочищена олива, 4 – відгон, 5 – гази віддуву, 6 - вуглеводні гази, 7 – водяна пара, 8 – до вакуумної системи, 9 – циркулюючий ВСГ, 10 – конденсат водяної пари, 11 – вода, 12 – очищений ВСГ.
мал. 4.1
На мал. 4.1 наведена принципова технологічна схема процесу гідроочистки масел.
Вихідна сировина – депарафінована фракція 420 – 500˚С 1 з резервуарного парку насосом Н-1 прокачується через теплообмінники Т-1, Т-3 попередньо змішавшись з водневмістним газом 2 у змішувачі СМ-1, нагрівається до температури 240˚С і направляється в піч П-1. Далі нагріта газосировинна суміш при температурі 350˚С та тиску 4 МПа надходить у реактор Р-1, який являє собою вертикальний торкретований з середини апарат заповнений шаром каталізатора, де відбувається процес гідроочистки. Гідроочистку масляних дистилятів рекомендовано проводити в реакторі в стаціонарному прошарку каталізатора РК – 438 W на суміші рідкої та газоподібної сировини. Цей каталізатор характеризується високою механічною міцністю, високою стабільністю та селективністю, що призводить до покращення якості готової продукції по таким показникам як колір, індекс в’язкості. Газопродуктова суміш та надлишковим ВВГ та продуктами реакції (сірководень, вуглеводні гази, відгін) знизу реактора направляються до теплообміннику Т-1, в якому охолоджуються віддаючи тепло газо сировинній суміші та поступає у високотемпературний сепаратор високого тиску С-1, де при температурі 250˚С та тиску 4,0 МПа відбувається розділення парів вуглеводнів та газів від рідкого гідрогенізату.
Гаряча гідроочищенна олива після дроселювання самоплинно поступає у відпарну колону К-1, де з очищеного продукту видаляються розчинні гази та легкі фракції. Колона К-1 працює з вводом водяної пари. Суміш газів та парів, яка виходить з верху колони, охолоджується в конденсаторі - холодильнику Х-3 та направляється ємкість С-3. Утворений водяний конденсат 10 відводиться з лівої частини сепаратора, а сконденсована частина вуглеводнів з правої. Вуглеводні гази 6 з сепаратора С-3 направляються у паливну сітку заводу.
Надлишковий циркулюючий ВВГ та пари вуглеводнів зверху високотемпературного сепаратора високого тиску С-1 надходять через теплообмінник Т-2 та трубний простір холодильника Х-1, де охолоджуються до температури 50˚С, в низькотемпературний сепаратор високого тиску С-2, де при тиску 4,0 МПа відбувається вітділення сконденсувавшихся парів та газів від водневмісного газу.
Циркулюючий водневмістний газ, що виходить з сепаратора С-2, очищається від сірководню моноетаноламіном в секції очистки газу. Далі очищений ВСГ 12 стискується компресором і пройшовши сепаратор – краплевідбійник С-4, збірник ЗБ та теплообмінник Т-2 приєднується до потоку сировини.
Конденсат з сепаратора С-2 проходить через дросельний клапан в сепаратор С-3. Вуглеводні гази 6 з сепаратора С-3 направляються у паливну сітку заводу.
Очищена олива з колони К-1 направляється у колону вакуумної сушки К-2, у якій при температурі низа колони 230˚С та залишковому тиску 4,2 МПа випаровується влага. Гаряча осушена олива з низа колони насосом Н-2 прокачується через трубний простір теплообмінника Т-3, де охолоджується до температури 130˚С сировинною суміщу, далі через трубний простір холодильника Х-2, охолоджується до температури 90˚С.
При наявності вмісті механічних домішок у гідроочищеному маслі вище допустимих СТП, то охолоджене масло 3 після холодильника Х-2 йде через фільтр Ф-1 для видалення механічних домішок та каталізаторного пилу. Після чого гідроочищене масло через кінцевий холодильник виводиться з установки в резервуарний парк.
Для того, щоб на установці гідроочистки можна було переробляти декілька оливних фракцій одночасно її виконують багатопоточною. Найчастіше використовують три паралельні потоки по сировині з загальним блоком абсорбції та очистки циркулюючого водневмістного газу від сірководню.
5. ТЕХНОЛОГІЧНИЙ РОЗРАХУНОК
5.1 Розрахунок реакторного блока
У схеми перспективних нафтопереробних заводів включають процеси гідроочищення масляних фракцій, одержаних при перегонці нафти і в деструктивних термічних і каталітичних процесах. Гідроочищення або входить до складу комбінованої установки, або включається в схему заводу у вигляді окремої установки.
Нижче дані методика розрахунку гідроочищення масляної фракції.[11]
Вихідні дані:
1.Продуктивність установки по сировині G = 120 тис.т/рік.
2.Ступінь, або глибина знесірювання складає 66,7 %
3.Тиск Р = 3,5 МПа
4.Кратність циркуляції водневмістногого газу до сировини
χ = 300 нм³/м³
5.Кінетичні константи процесу: k0 = 4,62*106,
Е = 67 040 кДж/моль, n = 2.
5.1.1 Вихід гідроочищенного масла
Вихід гідроочищенного масла Вм, % (масс.) на вихідну сировину рівний
Вм =100 - Во - Вг - ∆S (5.1)
де Во, Вг, ∆S - виходи відгіну, газу і кількість видаляємої з сировини сірки відповідно по сировині, % (масс).
Відгін і газ утворюються переважно при гидрогенолізі сірчистих з'єднань. Якщо прийняти рівномірний розподіл атомів сірки по довжині вуглеводневого ланцюжка, то при гидрогенолізі сероорганічних з'єднань з розривом у атома сірки вихід відгону і газу складе:
Во =∆S = 1,0 % (масс) (5.2)
Вг = 0,3*∆S = 0,3% (масс). (5.3)
Тоді вихід масла буде рівний
Вм = 100 - 1,0 - 0,3 - 1,0 = 97,70 % (масс). (5.4)
Одержана величина в подальших розрахунках уточнюється після визначення кількості водню, що увійшов до складу масла при гидрогенолізе сірчистих з'єднань і гідруванні ненасичених вуглеводнів. Отриманні значення виходу газу, масла далі буде використане при складанні матеріального балансу установки і реактора гідроочищення.
5.1.2 Витрата водню на гідроочистку
Водень в процесі гідроочистки витрачається на: 1) гидрогеноліз сіркоорганічних з'єднань, 2) гідрування ненасиченних вуглеводнів, 3) втрати водню з потоками, що відходять (отдувом і рідким гидрогенізатом).
Витрата водню на гидрогеноліз сіркоорганічних з'єднань можна знайти по формулі
G1 = m*∆S (5.5)
де G1 - витрата 100% - го водню % (масс.) по сировині;
∆S - кількість сірки, що видаляється при гідроочищенні % (мас.) на сировині;
m - коефіцієнт, що залежить від характеру з'єднань сірки.
Оскільки в нафтовій сировині присутні різні з'єднання сірки, визначається витрата водню на гидрогеноліз кожного з них, і отримані результати сумуються.
Значення m для вільної сірки рівне 0,0625, для меркаптанів- 0,062, циклічних і аліфатичних сульфідів - 0,125, дісульфідів - 0,0938, тіофенів - 0,250 і бензотіофенів - 0,187.
Найбільш стабільні при гідроочисці тіофенові з'єднання, тому при розрахунку приймаємо, що вся залишкова сірка (0,5% мас, по сировині) в гидрогенізаті - тіофенова, а решта серкоорганічних з'єднань розкладається повністю.
При цьому одержуємо
G1 = 0,05*0,062 + 0,6*0,125 + 0,05*0,0938 + (0,8 - 0,5)*0,25 = 0,158 %. (5.6)
Витрата водню на гідрування ненасичених вуглеводнів рівна
G2 = 2∆CH/M, (5.7)
де G2 - витрата 100% - го водню % (мас.) на сировині;
∆CH - різниця вмісту ненасичених вуглеводнів в сировині і гидрогенізаті % (масс.) по сировині, рахуючи на монооліфіни;
M - середня молекулярна маса сировини.
Середню молекулярну масу сировини розраховуємо по наступній емпіричній формулі:
M = 44,29* ρ1515/1,03- ρ1515 (5.8)
M = 44,29*0,8833/1,03 – 0,8833 = 267
Приймаючи, що ступінь гідрування ненасичених вуглеводнів і гидрогеноліз з'єднань сірки однаковий, знаходимо
G2 = 2*10*0,667/267= 0,06 %.
Мольну частка водню, розчиненого в гидрогенізаті можна розрахувати з умов фазової рівноваги в газосепараторі високого тиску
x’H2 = y’ H2/Kp = 0,8/30 = 0,027 (5.9)
де y’ H2, x’H2 - мольні частка водню в паровій і рідкій фазах (у даному прикладі y’ H2 дорівнює молярній або об'ємній концентрації водню в циркулюючому газі);
Kp - константа фазової рівноваги (для умов газосепаратора
високого тиску при 40 °С и 4 МПа /СР=30).
Втрати водню від розчинення в гидрогенізаті G3 (%масс.) по сировині складають
G3 = x’H2*М H2*100/ x’H2*М H2 + (1 - x’H2)* М (5.10)
G3 = 0,027*2*100/0,027*2 + 0,973*267 = 0,021 (%масс.)
Окрім цих втрат мають місце втрати водню за рахунок дифузії водню через стінки апаратів і витоку через нещільність, так звані механічні втрати. За практичними даними, ці втрати складають близько 1% від загального об'єму циркулюючого газу. Механічні втрати G4 (% мас.) на сировині рівні
G4= χ*0,01* М H2*100/( ρ*22,4) (5.11)
де χ - кратність циркуляції водневмістногого газу, нм3/м3;
ρ - густина сировини, кг/м3.
Таким чином
G4 = 300*0,01*2*100/(883,3*22,4) =0,03% (масс).
5.1.3 Втрати водню з вітдувом.
Склад водневмістногого газу представлений у таблиці 5.1:
Таблиця 5.1
Склад водневмістногого газу
|
Вміст компонента |
H2 |
CH4 |
C2H6 |
C3H8 |
∑C4H10 |
C5+ |
|
% (об.) |
85,0 |
7,0 |
5,0 |
2,0 |
1,0 |
- |
|
% (масс.) |
29,4 |
19,4 |
26,0 |
15,2 |
10,0 |
- |
Для нормальної експлуатації установок гідроочистки вміст водню в циркулюючому газі повинен бути не нижче 75 - 85 % (об.). Зменшенню концентрації водню сприяють наступні чинники: 1) хімічне споживання водню на реакції гідрування і гидрогеноліза; 2) розчинення водню в рідкому гидрогенізаті, що виводиться з установки; 3) утворення газів гідрокрекінгу, які накопичуючись в циркулюючому ВСГ, розбавляють водень.
Концентрація водню в системі підвищується за рахунок розчинення вуглеводневих газів в рідкому гидрогенізаті і збільшення концентрації H2 у водневмістному газі, що поступає з установок реформінга. Для підтримки постійного тиску в системі об'єм газу, що поступає і утворюється, повинен бути рівний об'єму газу, що відходить з системи і поглиненого в ході хімічної реакції.
Об'ємний баланс по водню і вуглеводневим газам записують в наступному вигляді:
V0*y0’ = Vp + Vотд* y’ (5.12)
V0*(1 - y0’) + Vг.к = Va + Vотд *(1 - y’) (5.13)
де V0 ,Vp ,Vотд , Vг.к , Va - об'єми свіжого ВСГ, хімічно реагуючого і абсорбуємого гидрогенізатом водню, віттдува, газів гідрокрекінгу і газів, що абсорбуються рідким гидрогенізатом відповідно, м3/год;
y0’, y’ - об'ємні концентрації водню в свіжому і циркулюючому ВСГ.
Найбільш економічний по витраті водню режим без віттдува ВСГ можна підтримувати, якщо гази, що утворюються при гідрокрекінгу, і гази, що поступають в систему з свіжим ВСГ, повністю сорбували в газосепараторі в рідкому гидрогенізате, тобто:
V0*(1 - y0’) + Vг.к ≤ Va (5.14)
Реалізації цієї умови сприяє збільшення концентрації водню в свіжому ВСГ, зменшення реакцій гідрокрекінгу і підвищення тиску в системі. Якщо балансові вуглеводневі гази повністю не сорбували, то частина їх виводиться з отдувом. Рішенням системи рівнянь (5.12) і (5.13) одержуємо об'єм газів вітдува
Vотд = Vp*(1 - y0’) + (Vг.к - Va)* y0’/ y0’- y’ (5.15)
Об'єм водню в отдуваємому газі рівний Vотд* y’. Тоді загальна витрата водню при гідроочищенні з урахуванням газу вітдува складе
Vp + Vотд* y’ = Vp*(1 + (1 - y0’)* y’/ y0’- y’) + (Vг.к - Va)* (y0’*y’/ y0’- y’)
Розрахунок рекомендується вести на 100 кг початкової сировини, оскільки при цьому абсолютні значення витратних показників (у % масс.) можна використовувати з розмірністю кг:
Vp = 0,229*22,4/2 = 2,565 м3 (5.16)
Vг.к = 0,3*22,4/Мг.к = 0,3*22,4/37 = 0,182 м3
де Мг.к - середня молекулярна маса газів гідрокрекінгу; при однаковому молярному вмісті газів С1, С2, С3 и С4 вона рівна:
Мг.к =(16+ +30+44+58)/4 = 37
Кількість вуглеводневих газів, що абсорбуються рідким гидрогенізатом, можна визначити, якщо допустити, що циркулюючий водневмісний газ прийнятого складу знаходиться в рівновазі з рідким гидрогенізатом. Вміст окремих компонентів в циркулюючому газі і константи фазової рівноваги в умовах газосепаратора високого тиску (40 °С и 4,0 МПа) приведені нижче в таблиці 5.2:
Таблиця 5.2
Вміст окремих компонентів в циркулюючому газі і константи фазової рівноваги
|
Вміст компонента |
CH4 |
C2H6 |
C3H8 |
C4H10 |
|
yі’, мольні долі |
0,20 |
0,05 |
0,02 |
0,01 |
|
Константа фазової рівноваги, Kpі |
3,85 |
1,2 |
0,47 |
0,18 |
Кількість абсорбованого компоненту i в кг на 100 кг гидрогенізату дорівнює
gi = xi’*Mi*100/Mг (5.17)
Кількість абсорбованого компоненту i (νi, м3 на 100 кг гидрогенізата) складає
νi = gi*22,4/ Mi = xi’*100*22,4/Mг (5.18)
Підставляючи у вираз (6.3.10) відповідні значення xi’= yі’/ Kpі, одержимо об'єм кожного компоненту, розчиненого в гидрогенізаті
ν CH4 = 0,2*100*22,4/3,85*267 = 0,436 м3 (5.19)
ν C2H6 = 0,05*100*22,4/1,2*267 = 0,35 м3 (5.20)
ν C3H8 = 0,02*100*22,4/0,47*267 = 0,357 м3 (5.21)
ν C4H10 = 0,01*100*22,4/0,18*267 = 0,466 м3 (5.22)
Сумарний об'єм абсорбованих газів буде рівний
∑ νi = 1,609 м3
Балансовий об'єм вуглеводневих газів, що поступають до газосепаратора (гази гідрокрекінгу і що вносяться з свіжим ВСГ) складає:
1,13*(1— 0,85) + 0,182 = 0,662 < ∑ νi (5.23)
Оскільки виконується вимога рівняння, можлива робота без вітдува частини циркулюючого ВСГ. Таким чином, загальна витрата водню в процесі гідроочищення складатиметься з водню, що поглинається при хімічній реакції, високого тиску, що абсорбується в сепараторі, і що механічно втрачається:
GH2 = G1 + G2 + G3 + G4 (5.24)
GH2 = 0,158 + 0,05 + 0,021 + 0,03 = 0,259 %
Витрата свіжого ВСГ на гідроочищення рівний
GH2 = GH2/0,294 (5.25)
GH2 = 0,259/0,294 = 0,893 %
де 0,294 - вміст водню в свіжому водородсодержащем газі, % (масс).
Набутого значення витрати водню і свіжого ВСГ далі будуть використані при складанні матеріального балансу установки і реактора гідроочищення.
5.1.4 Матеріальний баланс установки
На основі одержаних даних можна скласти матеріальний баланс установки (табл. 5.3).
Спочатку розраховуємо вихід сірководню
Вh2s = ∆S*Mh2s/ Ms (5.26)
Вh2s = 1*34/32= 1,06 % (масс).
Таким чином, балансовим сірководнем поглинається 0,06 % (масс.) водню (1,06 - 1 = 0,06 %).
Кількість водню, що увійшов при гідруванні до складу масла,
дорівнює
G1 + G2 + G3 – 0,06= 0,158 + 0,05 + 0,021 – 0,06 = 0,169% (масс).
Уточнений вихід гидроочищенного масла
97,7 + 0,169 = 97,869 % (масс)
Вихід сухого газу, що виводиться з установки, складається з вуглеводневих газів, що поступають з свіжим ВСГ, газів, що утворюються при гидрогенолізе, а також абсорбованого гидрогенізатом водню:
0,893*(1 - 0,29) + 0,3= 0,934 % (масс).
На основі одержаного матеріального балансу проводимо розрахунок реакторного блоку установки гідроочищення.
Таблиця 5.3
Матеріальний баланс гідроочистки
|
Найменування |
% (масс.) |
т/рік |
т/доб. * |
кг/год. |
|
Приход - Деп. Масло фр. 420-500 °С - ВСГ на реакцію |
100,00 0,89 |
120000,00 1071,60 |
352,94 3,15 |
14705,83 131,25 |
|
∑ |
100,89 |
121071,60 |
356,09 |
14837,08 |
|
Отримано -Г/о компонент фр. 420-500°С - сірководень - сухий газ** - відгін |
97,87 1,06 0,96 1,00 |
117442,80 1272,00 1156,80 1200,00 |
345,42 3,74 3,40 3,53 |
14,392,50 155,83 141,67 147,08 |
|
∑ |
100,89 |
121071,60 |
356,09 |
14837,08 |
* З 365 днів установка 340 днів переробляє сировину, 22 дні - ремонт установки, 3 дні - регенерація каталізатора.
** Механічні втрати водню а балансі приєднані до сухого газу.
У реактор поступає сировина, свіжий водневмісний газ і циркулюючий водневмісний газ (ЦВСГ). Склад ЦВСГ приведений нижче в таблиці:
Таблиця 5.4
Склад ЦВСГ
|
H2 |
CH4 |
C2H6 |
C3H8 |
C4H10 |
|
|
Мольна доля y’ |
0,720 |
0,200 |
0,050 |
0,020 |
0,010 |
|
Мольна доля y |
0,192 |
0,427 |
0,201 |
0,103 |
0,077 |
Середня молекулярна маса ЦВСГ Мч дорівнює
Мц = ∑ Мі*уі (5.27)
Мц = 2*0,72 + 16*0,200 + 30*0,050 + 44*0,020 + 58*0,010 = 7,6 кг/кмоль.
Витрата ЦВСГ на 100 кг сировини Gц можна знайти по формулі
Gц = 100*χ* Мц/ρс (5.28)
Gц = 100*7,6*300/883,3*22,4 = 11,523 кг
На основі даних матеріального балансу гідроочистки (табл. 5.3) складаємо матеріальний баланс реактора (табл. 5.5).
Таблиця 5.5
Матеріальний баланс реактора гідроочистки
|
Найменування |
% (масс.) |
кг/год. |
|
Приход - Деп. Масло фр. 420-500 °С - свіжий ВСГ - циркулюючий ВСГ |
100 0,89 11,52 |
14705,83 131,25 1694,56 |
|
∑ |
112,41 |
16531,56 |
|
Отримано - Г/о компонент фр. 420-500°С - сірководень - сухий газ - відгін - циркулюючий ВСГ |
97,87 1,06 0,96 1,00 11,52 |
14392,50 155,83 141,67 147,08 1694,56 |
|
∑ |
112,41 |
16531,56 |
Тепловий баланс реактора. Рівняння теплового балансу реактора гідроочищення можна записати так:
Qc + Qц + Qs + Qг.н = ∑ Qсм (5.29)
де Qc, Qц - тепло, що вноситься в реактор з свіжою сировиною і циркулюючим водневмістним газом;
Qs, Qг.н - тепло, що виділяється при протіканні реакцій гидрогеноліза сірчистих і гідрування неграничних з'єднань;
∑ Qсм - тепло, що відводиться з реактора реакційною сумішшю.
Середня теплоємність реакційної суміші при гідроочищенні трохи змінюється в ході процесу, тому тепловий баланс реактора можна записати в наступному вигляді:
G‾ct0 + ∆Sqs + ∆Cнqн = G‾ct (5.30)
t = t0 + ( ∆Sqs + ∆Cнqн )/( G‾c ) (5.31)
де G - сумарна кількість реакційної суміші, % (масс);
с - середня теплоємність реакційної суміші, кДж/(кг*К);
∆S, ∆C - кількість сірки і неграничних, видалених з сировини, % (масс);
t, t0 - температури на вчоде в реактор і при видаленні сірки ∆S, °C;
qs, qн - теплові ефекти гідрування сірчистих і неграничних з'єднань, кДж/кг.
Нижче послідовно визначені чисельні значення всіх членів, що входять в рівняння (5.31).
1. Значення t0 визначають для кожної пари каталізатор - сировина в інтервалі 250 - 380 °С. При оптимізації t0 враховують наступні два чинники, що діють в протилежних напрямах: з підвищенням t0 зменшується завантаження каталізатора, яке потрібне для досягнення заданої глибини знесірення ∆S, але, з іншого боку, збільшується швидкість дезактивації каталізатора і, отже, збільшуються витрати, пов'язані з частішими регенераціями і великими днями простою установки за календарний рік. Мінімум сумарних витрат, визначить оптимальне значення t0. Для заданої пари каталізатор - сировина t0 = 350 °С.
2. Сумарна кількість реакційної суміші на вході в реактор складає 112,416 кг.
3. Кількість сірки, що видаляється з сировини, ∆S = 1 % (масс.). Глибину гідрування ненасиченних вуглеводнів можна прийняти рівній глибині знесірювання ∆CH = Сн*0,667 = 6,67 % (масс.).
4. Кількість тепла, що виділяється при гидрогенолізе з'єднань сірки ( на 100 кг продукту ) при заданій глибині знесірювання, рівній 0,667, складає
Qs = ∑ qsi*gsi (5.32)
де qsi - теплові ефекти гидрогеноліза окремих сіркоорганічних з'єднань, кДж/кг;
gsi - кількість розкладених сіркоорганічних з'єднань, кг (при розрахунку на 100 кг сировини воно чисельно рівне вмісту окремих сіркоорганічних з'єднань в % масс.).
Таким чином
Qs = 0,05*2100 + 0,6*3810 + 0,05*5060 + 0,3*8700 = 5254 кДж.
5. Кількість тепла, що виділяється при гідруванні ненасичених вуглеводнів, рівна 126 000 кДж/моль.
Тоді
QH = ∆CH*qН/M (5.33)
QH = 6,67*126 000/267 = 3147,64 кДж.
6. Середню теплоємність циркулюючого водневмістного газу знаходять на підставі даних по теплоємності окремих компонентів (табл. 5.6):
Таблиця 5.6
Теплоємність індивідуальних компонентів
|
Теплоємність |
H2 |
CH4 |
C2H6 |
C3H8 |
C4H10 |
|
Ср,кДж/(кг*К) |
14,57 |
3,35 |
3,29 |
3,23 |
3,18 |
|
Ср,ккал/(кг*°С) |
3,48 |
0,80 |
0,79 |
0,76 |
0,76 |
Теплоємність циркулюючого водневмістного газу можна знайти по формулі
Сц = 2 Срі*уі (5.34)
де Срі - теплоємність окремих компонентів з урахуванням поправок на температуру і тиск, кДж/(кг-К);
уі - масова частка кожного компоненту в циркулюючому газі.
Тоді
Сц = 14,57*0,192 + 3,35*0,427 + 3,29*0,201 + 3,23*0,103 + 3,18*0,077
Сц = 5,45 кДж/(кг-К).
7. Ентальпію пари сировини при 350 °С:
I=1113 кДж/кг.
Поправку на тиск знаходять по значеннях приведених температури і тиску.
Абсолютна критична температура сировини визначається з використанням графіка: Ткр = 783 К.[11]
Приведена температура рівна
Тпр = 350+273/783 = 0,79.
Критичний тиск сировини обчислюють за формулою
Ркр = 0,1*Ткр*К/Мс (5.35)
Ркр = 0,1*783*12,4/267 = 3,64 МПа,
Где К = 1,216*/ ρ1515 (5.36)
К = 0,216*/0,8833 = 12,4
Тоді
Рпр = Р/Ркр (5.37)
Рпр = 3,5/3,64 = 0,96
Для знайдених значень Тпр и Рпр
∆I*M/(4,2*T) = 33,52 (5.38)
∆I = 33,52*783/267 = 98,3 кДж/кг.
Ентальпія сировини з поправкою на тиск рівна
I350=1113 - 98,3 = 1014,7 кДж/кг.
Теплоємність сировини з поправкою на тиск рівна
Cc = 1014,7/350 = 2,89 кДж/(кг*К).
8. Середня теплоємність реакційної суміші складає
С‾=Cc*100+Сц*12,316/112,316 (5.39)
С‾ =2,89*100 + 5,45*12,316/112,316 = 3,17 кДж/(кг*К).
Підставивши знайдені величини в рівняння (6.4.5), знаходять температуру на виході з реактора t:
t = 350+ (4434 + 2831)/(112.316*3.17) = 370,4 °С.
Об'ємну швидкість подачі сировини приймаємо відповідно до технічних даних ω = 1,5 час.
Об'єм рідкої сировини
G’ = G/ρ (5.40)
G’ = 14705,83/883,3 = 16,6 м³/ч
Необхідний об'єм каталізатора в реакторі обчислюємо за формулою:
Vk = G’/ω (5.41)
Vk = 16,6/1,5 = 11,1 м³
По знайденому значенню Vk обчислюють геометричні розміри реактора гідроочистки.
Приймають циліндрову форму реактора і співвідношення висоти до діаметру рівним 7:1 или H = 7D.
Тоді
V = (π*D/4)*H = 7/4* π*D³ (5.42)
V = 1,75* π*D³
Діаметр реактора рівний
Dр = ³√ Vk/1,75* π (5.43)
Dр = ³√11,1/1,75*3,14
Dр = 1,264 м
Згідно стандартів на устаткування приймаємо Dр = 1,6 м.
Висота шару каталізатора складає
Н = 7* Dр (5.44)
Н = 1,6*7 = 11,2 м.
Прийнятність прийнятої форми реактора додатково перевіряється гідравлічним розрахунком реактора. Втрати натиску в шарі каталізатора не повинні перевищувати 0,2—0,3 МПа.
5.1.5 Розрахунок втрати натиску в шарі каталізатора
Втрату натиску в шарі каталізатора обчислюють за формулою
∆Р/Н = 150*(1 - ε)2*0,1*μ*u/ ε³*d2 + 1,75*(1 - ε)*ρ*u2/ ε³*d*g (5.45)
де ε - порізність шару;
u - лінійна швидкість руху потоку, що фільтрується через шар каталізатора, м/с;
μ - динамічна в'язкість, Па*с;
d - середній діаметр частинок, м;
ρ - густина газу, кг/м3;
g - прискорення сили тяжіння, кг/с2.
Порізність шару обчислюють за формулою
ε = 1 - γн/γk (5.46)
γн - насипна густина каталізатора, рівна 829 кг/м3;
γk - густина каталізатора, що здається, рівна 1455 кг/м3.
Таким чином
ε = 1- 829/1455 = 0,43
Лінійна швидкість потоку рівна
u = 4V/ π*D (5.47)
де V - об'єм реакційної суміші, що включає об'єм сировини Vc і об'єм циркулюючого водневмістного газу Vц, тобто
V = Vc + Vц (5.48)
Об'єм сировини розраховують по формулі
Vc = Gc*22.4*zc*(tcp + 273)/Mc*P*273 (5.49)
де Gc - витрата сировини в реактор, кг/ч;
zc - коефіцієнт стисливості (при Тпр = 0,79 та Рпр = 0,96 коефіцієнт стисливості рівний 0,25);
tcp - середня температура в реакторі, °С.
Величина tcp може бути знайдена як середня арифметична між температурою введення сировини t0 =350°С і температурою на виході з реактора, рівною
t = 370,4 °С:
tcp = 0,5 (350 +370,4) (5.50)
tcp = 360,2 °С
Звідси
Vc = 14705,83*22,4*0,101*0,25*(360,2 + 273)/267*273*3,5
Vc=20,64м³/ч
Об'єм циркулюючого ВСГ складе
Vц = Gц*22.4*zц*(tcp + 273)/Mц*P*273 (5.51)
Vц = 1694,56*22,4*0,201*1*633,2/7,6*3,5*273
Vц = 334 м³/ч
V = Vc + Vц
V = 334 + 20,64 = 354,64 м3/ч.
u = 4V/ π*D2 (5.52)
u = 4*354,64/3,14*1,62*3600 = 0,05 м/с.
Динамічну в'язкість суміші визначають по її середній молекулярній масі, рівній
Мср = Gc + Gц/(Gc/Мc) + (Gц/Мц) (5.53)
Мср = 14750,83 + 1694,56 / ( 14750,83 / 267 ) +( 1694,56 / 7,6 )
Мср = 58,98
По рівнянню Фроста знаходять динамічну в'язкість суміші:
μ = l,96*10‾ 6 кг*с/м2.
Середній діаметр частинок каталізатора d = 2,5*10 ‾3 м. Густина реакційної суміші в умовах процесу рівна
γ = Gc + Gц/ Vc + Vц (5.54)
γ = 1475,83 + 1694,56/20,64 + 334
γ = 46,24 кг/м3
Таким чином
∆Р/Н = 150*(1 - ε)2*0,1*μ*u/ ε³*d2 + 1,75*(1 - ε)*ρ*u2/ ε³*d*g
∆Р/Н = 150*(1 – 0,43)2 *0,1*0,05*1,96*10‾ 6/0,43³*(2,5*10 ‾3) 2 +1,75*(1 -0,43)*46,24*0,052/0,43³*2,5*10 ‾3*9,81
∆Р/Н = 60,09 кг/(м2*м)
∆Р = Н*60,09
∆Р = 11,2*60,09 = 673,008 кг/м2.
Таким чином, втрата натиску каталізатора не перевищує гранично допустимих значень 0,2-0,3 МПа. Тому до проектування приймають реактор циліндрової форми з висотою і діаметром реакційної зони 11,2 м і 1,6 м відповідно. [11]
На діючій установці працює реактор циліндричної форми з висотою 11,2 м та діаметром реакційної зони 1,6 м.
5.2 Вибір трубчатої печі
5.1.1 Розрахунок процесу горіння [13]
Паливо, вживане в печі є газ наступного складу (%. об'ємні)
СН4 - 98; С2Н6 – 0,3; С3Н8 – 0,2; С2Н6 – 0,1; н-С4Н10 – 0,3; CO2 – 0,3; N2 – 1,1; густина газу 0,730 кг/м3 (за нормальних умов)
Визначимо низьку теплоту згорання палива (в кДж/м3) по формулі:
Qpн = 360,33* СН4 + 590,4* С2Н4 + 631,2* С2Н6 + 868,8* С3Н6 + 913,8* С3Н8 + 1092,81* изо-С4Н10 + 1145* н-С4Н10 + 1146* С4Н8 + 1460,22* С5Н12 + 251,2* Н2
де СН4, С2Н4 и т.д. – вміст відповідних компонентів в паливі % об'ємні.
Отримуємо
Qpн = (360,33*98 + 631,8*0,3 + 913,8*0,2 + 1195*0,1) = 35804 кДж/м3
або Qpн = 35804/0,730 = 49046,6 кДж/кг
Перерахуємо склад палива в масові відсотки. Результати зведемо в таблицю 5.6
Таблиця 5.6
Перерахунок складу палива в масові відсотки
|
Компоненти |
Молекулярна маса, Mi |
Мольна частка (об'ємна) гi |
Mi* гi |
Масова частка % g = Mi* гi*100/ Mi* гi |
|
СН4 С2Н6 С3Н8 н-С4Н10 CO2 N2 Сумма |
16 30 44 58 44 28 - |
0,080 0,003 0,002 0,001 0,003 0,011 1,000 |
15,680 0,090 0,088 0,058 0,132 0,308 16,36 |
95,84 0,55 0,54 0,35 0,84 1,88 100 |
B = Qкорисне/Qpн* (5.55)
де Qкорисне – корисне тепло печі, кДж/ч;
B – годинна витрата палива; кг/ч
- КПД печі, = 0,783.
Qpн – нижча теплота згорання палива, кДж/кг
Qполезное = G*[l*IT2п+ (1 – l )* IT2ж - IT1ж] (5.56)
де G – продуктивність печі по сировині, кг/ч;
l = 0,4 масова частка відгону сировини на виході з печі при Т2 = 623 К;
IT2п, IT2ж – ентальпія відповідно парової і рідкої фаз сировини на виході з печі при Т2 = 623 К, кДж/кг;
IT1ж – ентальпія сировини на вході в піч при Т1 = 513 К, кДж/кг.
З таблиці визначаємо
IT1ж = I513ж = 513 кДж/кг
IT2ж = I623ж = 861 кДж/кг
IT2п = I623п = 1093 кДж/кг.
Qкорисне = 120000*1000/340*24*[0,4*1093+(1 - 0,4)*861 – 513]
Qкорисне= 6,483*106 кДж/кг
B = 6,483*106/49046,6*0,783 = 168,829 кг/ч
5.2.2 Розрахунок камери радіації.
Поверхня нагріву радіантних труб:
Нр = Qp/qp (5.57)
де Qp – кількість тепла, яке передається сировині в радіантних трубках; кВт.
qp – теплонаправленність радіантних труб (екранних), кВт/м2
З рівняння теплового балансу топки
Qp = B*( Qpн *т – qт) (5.58)
де т – КПД топки
т 1 – (qт/ Qpн) 1 – 0,04 0,96
Приймаємо температуру в топці рівну
Тп = 700 0С = 973 К. Згідно графіку (мал. 2.21[10]) цій температурі відповідає ентальпія газів на виході з топки, рівна 16000 кДж/кг.
Qp = 168,824*(0,96*48411,703 - 16000) = 5248004,9 кДж/ч = 1457,779 кВт
Тоді Нр = 1457,779/21 = 69,418 м2
Приймаємо для проектованої печі труби з вуглецевої сталі діаметром
dн = 127*10 мм з робочою довжиною l = 6 м.
Число труб буде рівне
Nр = Нр/* dн* lтр = 69,418/3,14*0,127*6 = 29,01. Приймаємо 30 шт.
Знайдемо діаметр печі по осях труб, приймаючи крок труби S = 275 мм
D0 = Nр* S/ = 30*0,275/3,14 = 2,627 м
Приймаємо відстань від осі труби до стінки печі
а = 1,5 dм = 1,5*0,121 = 0,191 м определим внутренний диаметр печи
Dв = D0 + 2а = 2,627 + 2*0,191 = 3,009 м.
Розрахуємо площу поверхні, яка обмежує топку (камеру радіації):
Площа поду печі:
(5.59)
Площа бокової поверхні печі (циліндричної):
(5.60)
Загальна внутрішня поверхня камери радіації:
(5.61)
5.2.3 Розрахунок променистого теплообміну в топці
Метою цього розрахунку є підтвердження правильності вибору тепло напруги радіантних труб при раніше визначеній температурі димових газів у кінці топки.
Розрахунок проводимо за методом Білоконя. Визначимо ефективну промінесприймаючу поверхню екрану:
Нп = К*Нпл (5.62)
де К – фактор форми, рівний 0,88;
Нпл – циліндрична поверхня, на якій знаходяться труби.
(5.63)
Тоді
Нп = 0,88*104,9 = 92,312 м2
Знайдемо площу неекранованої поверхні камери радіації:
(5.64)
Визначимо еквівалентну абсолютно чорну поверхню:
(5.65)
Тоді
Нп = 0,88*104,9 = 92,312 м2
Знайдемо площу неекранованої поверхні камери радіації:
(5.66)
Визначимо еквівалентну абсолютно чорну поверхню:
(5.67)
де - ступінь чорноти середовища, що поглинає;
- функція розподілу температури у топці;
- ступінь чорноти поверхні екрану (=0,9)
- ступінь чорноти обмурівки камери радіації (=0,9)
= коефіцієнт, який визначається за формулою:
(5.68)
(5.69)
Ступінь чорноти середовища, що поглинає знаходимо за формулою:
(5.70)
де - коефіцієнт надлишку повітря, = 1,06
Так як значення і однакові, можемо записати:
За Білоконем:
(5.71)
Значить, отримуємо:
Визначимо коефіцієнт тепловіддачі вільної конвекції від газів до
труб екрану:
(5.72)
де - температура зовнішньої поверхні екранних труб.
Без великої похибки приймемо її на 35К вище середньої температури сировини у трубах, тобто:
(5.73)
Тоді:
Перевіримо температуру димових газів, що покидають топку. Знаходимо температурну поправку до теплопередачі у топці за формулою Белоконя:
(5.74)
де Тmax – максимальна температура горіння. Згідно з малюнком 2.21 [10]: Тmax = 2150 К;
Сs – постійна випромінювання абсолютно чорного тіла,Сs= 5,67 Вт/(м2*К);
- сумарна теплоємність димових газів при Тп= 973 К, визначаємо за формулою
(5.75)
Отримаємо:
Знаходимо величину аргументу випромінювання за формулою Белоконя:
(5.76)
За графіком знаходимо характеристику випромінювання
Визначаємо температуру димових газів на виході з камери радіації
за формулою Белоконя:
(5.77)
Отримана температура трохи нижча знайденої раніше, розходження
складає 4%. Тому перерахунку не робимо, а обране значення qР враховуємо правильним.
5.2.4 Розрахунок конвекційної камери
В конвекційній камері встановлюється пароперегрівач потужністю 1000 кг/год.
Кількість тепла, необхідна для нагрівання водяного пара:
Qn = z*(Cp*(Tп – Тs) + r*x) (5.78)
де z – кількість перегрітого водяного пара, кг/год;
Cp – 2,01 кДж/кг*К – теплоємність перегрітого пара;
Tп – температура водяного пара на виході з пароперегрівача, К;
Тs – начальна температура пара , К;
r – теплота пароутворення води при Тs = 453 К та Р = 0,9*106 Па, рівна
2035 кДж/кг;
x – вологість пара при Тs = 453 К (приймається рівним 0,05).
Отримуємо:
Qn = 1000*(2,01*(643 - 453) + 2035*0,05) = 483650 кДж/кг = 134,347 кВт.
Приймаємо для пароперегрівача цільнотянуті стальні труби діаметром
d = 32*3,5 мм, довжиною l = 4 м (довжина труби омивається димовими газами).
Розташування труб – коридорні, шаг труб по товщині пучка S1 = 1,5; dн = 1,5*32 = 48 мм, шаг по глибині пучка (відстань між рядами труб по вертикалі) S2 = 250 мм. В одному горизонтальному ряді приймаємо n1 = 12 труб.
При такій кількості труб відстань по осях крайніх труб буде дорівнювати:
= (12 - 1)*48 = 528 мм
Коефіцієнт теплопередачі в пароперегрівачі розраховуємо за формулою:
kп = 1/(1/1 + ст./ст. + 1/2) (5.79)
де 1 – сумарний коефіцієнт теплоотдачі зі сторони димових газів, Вт/м2*К;
ст. = 0,0035 м – товщина стінки труби;
ст. = 45,2 Вт/м2*К – коефіцієнт теплопровідності сталі;
2 – коефіцієнт теплоотдачі від стінки труби до водяного пара, Вт/м2*К.
Сумарний коефіцієнт теплоотдачі зі сторони димових газів:
1 = (5.80)
де – коефіцієнт теплопередачі конвекцією від димових газів до труб, Вт/(м2*К);
– коефіцієнт теплопередачі випромінюванням від трьохатомних газів до труб, Вт/(м2*К).
Коефіцієнт визначається за формулою:
(5.81)
де – постійна для коридорного пучка труб (0,26); – коефіцієнт, який залежить від числа труб у пучку (); – коефіцієнт теплопровідності димових газів, Вт/(м*К).
Критерії та у формулі обчислюються при середній температурі димових газів у камері конвекції (визначений розмір - зовнішній діаметр труб). Швидкість газів розраховується для самого вузького перетину пучка.
Знайдемо найменшу площу вільного перетину для проходу димових газів.
Відповідно до приведеної схеми, вона буде дорівнювати:
м2
Визначимо лінійну швидкість димових газів у самому вузькому перетині пучка за формулою:
(5.82)
де К – середня температура димових газів у камері.
Визначимо елементарний склад паливного газу(% мас.)
(5.83)
де - вміст вуглецю, водню, кисню та азоту (мас. %).
Вміст вуглецю в будь-якому – му компоненту палива знаходимо по співвідношенню:
(5.84)
де - число атомів вуглецю в даному компоненті палива.
мас. %
Вміст водню:
(5.85)
Вміст водню в будь-якому – му компоненту палива знаходимо по співвідношенню:
(5.86)
де - число атомів водню в даному компоненті палива.
мас. %
Вміст кисню:
(5.87)
де - число атомів кисню в молекулі .
мас. %
Вміст азоту:
(5.88)
де - число атомів азоту в молекулі.
мас. %
Підставив отримані дані у формулу (6.2), отримаємо:
мас. %
Визначимо теоретичну кількість повітря необхідного для спалювання 1 кг газу:
(5.89)
кг/кг
Приймаємо коефіцієнт надлишку повітря .
Тоді дійсна кількість повітря:
(5.90)
кг/кг
м3/кг
де кг/м3 – густина повітря при нормальних умовах.
Визначимо кількість продуктів згоряння, що утворяться при спалюванні 1 кг палива:
кг/кг (5.91)
кг/кг (5.92)
кг/кг (5.93)
кг/кг (5.94)
Сумарна кількість продуктів згоряння:
кг/кг (5.95)
Перевірка:
кг/кг
Вмістом вологи в повітрі зневажаємо.
Знайдемо об'ємну кількість продуктів згоряння (у м3) на 1 кг палива при нормальних умовах (при н.у.):
м3/кг (5.96)
м3/кг (5.97)
м3/кг (5.98)
м3/кг (5.99)
Сумарний об’єм продуктів згоряння:
м3/кг
Густина продуктів згоряння при 273 К и 0,1106 Па:
(5.100)
кг/м3
Визначимо лінійну швидкість димових газів у самому вузькому перетині пучка за формулою:
(5.101)
де К – середня температура димових газів у камері; – число камер, які роблять паралельно, у нашому випадку число потоків сировини.
Тоді
м/с
Для визначення критеріїв та потрібно обчислити для димових газів при 0С = 823 К кінематичну в'язкість, густину, теплоємність та коефіцієнт теплопровідності.
Коефіцієнт динамічної в'язкості знайдемо за формулою:
(5.102)
де – молекулярна маса і динамічна в'язкість димових газів;
– молекулярні маси компонентів димових газів;
– динамічні в’язкості компонентів димових газів, – визначаються по номограмі;
– об'ємні частки компонентів димових газів в суміші.
Всі необхідні розрахунки виконані в табл. 5.5:
Таблиця 5.5
|
Компоненти димових газів |
, кг/кг |
, мас. частка |
, м3/кг палива |
, об. частки |
||
|
44 |
2,69 |
0,142 |
1,370 |
0,090 |
3,96 |
|
|
18 |
2,18 |
0,115 |
2,710 |
0,177 |
3,186 |
|
|
32 |
0,23 |
0,012 |
0,16 |
0,010 |
0,32 |
|
|
28 |
13,84 |
0,731 |
11,07 |
0,01 |
20,244 |
|
|
Сума |
− |
18,94 |
1,000 |
15,31 |
1,000 |
|
|
Компоненти димових газів |
, Па·с |
, Вт/(м·К) |
, Вт/(м·К) |
, кДж/ (кг·К) |
, кДж/ (кг·К) |
|
|
0,042 |
94,29 |
0,056 |
0,005 |
1,177 |
0,167 |
|
|
0,025 |
127,44 |
0,075 |
0,013 |
2,166 |
0,249 |
|
|
0,045 |
7,11 |
0,064 |
0,006 |
1,056 |
0,013 |
|
|
0,039 |
519,08 |
0,058 |
0,042 |
1,127 |
0,824 |
|
|
Сума |
− |
747,92 |
− |
− |
Па·с
Кінематична в'язкість газів:
м2/с
Коефіцієнт теплопровідності димових газів:
(5.103)
Вт/(м·К)
Теплоємність димових газів:
(5.104)
кДж/(кг·К)
Знаходимо значення критеріїв:
(5.105)
(5.106)
Після підстановки всіх величин у формулу коефіцієнт теплопередачі конвекцією від димових газів до труб, отримаємо:
Вт/(м2·К)
Коефіцієнт тепловіддачі випромінюванням газів можна визначити також за формулою Нельсона.
= 0,025* - 9,3 = 0,025*823 – 9,3 = 11,275 Вт/(м2·К)
Сумарний коефіцієнт теплопередачі дорівнює:
Вт/(м2·К)
Коефіцієнт тепловіддачі від стінки труби до водяного пара знаходимо за формулою:
(5.107)
де - середня температура перегрітого водяного пара, яка рівна
= Тs + Tпор/2 = 453 + 643/2 = 548 К
- лінійна швидкість пара (приведена до температури 273 К та тиску 0,1*106 Па), м/с,
db = 0,025 м – внутрішній діаметр труби пароперегрівача.
Лінійна швидкість водяного пара при русі його дванадцятою потоками рівна:
= 4 Vсек/* db2*n1 (5.108)
де n1 – 12 – кількість труб в одному ряду пароперегрівача;
Vсек – секундний об’єм перегрітого водяного пара, приведений до нормальних умов (273 К та 0,1*106 Па) ;
Тоді
= 4*0,346/3,14*0,0252*12 = 58,769 м/с
Подставивши відоме числове значення в формулу коефіцієнта теплопередачі, отримуємо:
kп = 1/(1/68,2) + (0,0035/42,5) + (1/275,333) = 52,3 Вт/(м2*К)
Коефіцієнт тепловіддачі від стінки труби до водяного пара дорівнює:
= (3,24 + (0,35*548/100)*(58,7690,75/0,0250,75) = 275,333 Вт/(м3*К)
Визначимо середній температурний напір в пароперегрівачі. Теплообмін йде по схемі:
Тп = 700 0С = 973 К Тух = 673 К
Тпар = 643 К Ts = 453 К
= 973 – 643 = 330 К
= 673 – 453 = 220 К
При / 2 = 330/220 = 1,5 2 ;
Середній температурний напір розраховується за формулою:
= ( + )/2 = (330+220)/2 = 275 К
Поверхня нагріву перегрівала:
Fп = Qп/k* (5.109)
Fп = 134,347*103/52,3*275 = 9,4 м2
Кількість труб пароперегрівача
Nп = Fп/dн* * lтр = 9,4/3,14*0,032*4 = 24 шт.
Кількість горизонтальних рядів:
Перевірочний розрахунок основного обладнання показав, що при реконструкції діюча апаратура забезпечує проведенню гідроочистки дистилятного масла.
6. АВТОМАТИЧНА СИСТЕМА КЕРУВАННЯ ТЕХНОЛОГЫЧНИМ ПРОЦЕСОМ
Об’єктом керування виступає блок гідроочистки масляної фракції установки Г – 24. Установка гідроочистки масел Г – 24 призначена для кінцевої очистки дистилятних та залишкових масляних фракцій сірчастих нафт, які попередньо очищенні та депарафінованих методом гідроочистки для отримання компонентів для приготування товарних моторних та індустріальних масел. Ця установка складається з декількох блоків. Блок гідроочиски масел з вузлами очистки циркулюючого ВСГ та регенерації каталізатора.
Автоматизація даного об’єкта необхідна, так як приводить до підвищення оперативності керування, зниження енергетичних витрат на виробництво, забезпечення та підтримка надійної та високопродуктивної роботи технологічного обладнання, поліпшення умов праці виробничого персоналу, підвищення ефективності роботи блоку гідроочистки масляної фракції і т.д.
6.1 Характеристика об’єкта автоматизації
6.1.1 Короткий опис технологічного об’єкту керування.
Опис технологічної схеми процесу гідроочистки масел наведено нижче.
Сировина насосом Н-1 прокачується через теплообмінники Т-1, Т-3 попередньо змішавшись з водневмістним газом, нагрівається і направляється в піч П. Далі нагріта газосировинна суміш при температурі 320...350 0С та тиску 3...4 МПа надходить у реактор Р, заповнений шаром каталізатора, де відбувається процес гідроочистки. Газопродуктова суміш частково охолоджується в теплообміннику Т-1 і розділяється в високотемпературному сепараторі високого тиску С-1: гарячі гази надходять через теплообмінник Т-2 і холодильник Х-1 в низькотемпературний сепаратор високого тиску С-2, а гаряча гідроочищенна олива поступає у відпарну колону К-1, де з очищеного продукту видаляються розчинні гази та легкі фракції. Суміш газів та парів, яка виходить з верху колони, охолоджується в конденсаторі - холодильнику Х-3 та направляється ємкість С-3. Утворений водяний конденсат відводиться з лівої частини сепаратора, а сконденсована частина вуглеводнів з парової. Вуглеводні гази з сепаратора С-3 направляються у паливну сітку заводу.
Очищена олива з колони К-1 направляється у колону вакуумної сушки К-2. Гаряча осушена олива насосом Н-2 прокачується через теплообмінник Т-2 і холодильник Х-2, охолоджується і через фільтр та кінцевий холодильник виводиться з установки. Конденсат з сепаратора С-2 проходить через дросельний клапан в сепаратор С-3. Циркулюючий водневмістний газ, що виходить з сепаратора С-2, очищається від сірководню моноетаноламіном в секції очистки газу СОГ. Далі він стискується компресором і пройшовши збірник ЗБ та теплообмінник Т-2 приєднується до потоку сировини.
Для того, щоб на установці гідроочистки можна було переробляти декілька оливних фракцій одночасно її виконують багатопоточною. Найчастіше використовують три паралельні потоки по сировині з загальним блоком абсорбції та очистки циркулюючого водневмістного газу від сірководню.
Регламентні номінальні значення зведенні у таблиці 6.1
Таблиця 6.1
|
На ймену вання вироб ничого примі щення |
Катего рійність примі щення |
Наймену вання техноло гічного облад нання |
Вимірюва ний па ра метр |
Межі ви мірю вання, точність |
|
1 |
2 |
3 |
4 |
5 |
|
Блок гідроочистки масляної фракції |
пожежо небезпе чне, кате горія Д, вибухо небезпе чне |
Змішувач |
витрата сировини |
10 – 25 м3/год ± 0,5 м3/год |
|
витрата ВВГ |
5 – 10 м3/год ± 0,5 м3/год |
|||
|
тиск сировини |
1,6 МПа |
|||
|
тиск ВВГ |
4,8 МПа |
|||
|
тиск газосировинної суміші |
не більше 4,8 МПа |
|||
|
температура газосировинної суміші |
не вище 90 0С |
|||
|
теплообмінник Т-3 |
температура сировини на виході |
90 ... 120 0С |
||
|
теплообмінник Т-1 |
температура газосировинної суміші на виході |
до 240 0С |
||
|
піч |
тиск газосировинної суміші |
1,6 МПа |
||
|
температура газопродуктової суміші |
не вище 350 0С |
|||
|
розрідження у печі |
(– 10) .... (+50) Па |
|||
|
температура над перевалом печі |
700 0С |
|||
|
тиск газу |
не нижче 0,015 МПа |
Закінчення табл. 6.1
|
1 |
2 |
3 |
4 |
5 |
|
Блок гідроочистки масляної фракції |
Пожежо небезпе чне, кате горія Д, вибухо небезпе чне |
температура у борові печі |
400 0С |
|
|
реактор |
температура у верхній зоні каталізатора |
не вище 350 0С |
||
|
тиск у реакторі |
не вище 4,0 МПа |
|||
|
температура у верхній зоні каталізатора |
не вище 350 0С |
|||
|
температура зовнішніх стінок реактора |
150 0С |
|||
|
холодильник Х-1 |
температура продуктів реакції на виході |
90 0С |
||
|
сепаратор С-2 |
тиск |
не вище 4,0 МПа |
||
|
температура |
не вище 250 0С |
|||
|
сепаратор С-1 |
тиск |
не вище 4,0 МПа |
||
|
температура |
не вище 250 0С |
|||
|
холодильник Х-1 |
температура парів та газів на виході |
не вище 50 0С |
||
|
відпарна колона К-1 |
температура низу |
не вище 240 0С |
||
|
тиск |
не вище 0,15 МПа |
|||
|
витрата пари до колони |
80 – 100 кг/ч |
|||
|
колона вакуумної сушки К-2 |
температура низу |
не вище 230 0С |
||
|
вакуум |
(–0,018) ... 0,087 МПа |
|||
|
холодильник Х-2 |
температура олії на виході |
110 ... 150 0С |
6.2 Розробка АСКТП
6.2.1 Вибір та обґрунтування параметрів автоматичного контролю, регулювання та сигналізації.
6.2.1.1 Вибір параметрів що регулюються
На етапі вибору регульованих параметрів необхідно з багатьох параметрів, що характеризують процес, вибрати ті, котрі підлягають регулюванню і зміною яких доцільно вносити регулюючий вплив. Справитися з поставленою задачею можна, лише аналізуючи цільове призначення процесу і його взаємозв'язок з іншими процесами виробництва. До регульованих параметрів слід віднести:
6.2.1.2 Вибір параметрів що контролюються
Контролю підлягають ті параметри, за значеннями яких здійснюється оперативне керування технологічним процесом, а також його пуск і останов. Обов'язковому контролю підлягають параметри, значення яких регламентуються технологічною картою. До параметрів контролю слід віднести параметри:
6.2.1.2 Вибір сигналізуючи параметрів
Сигналізації підлягають ті параметри, відхилення від номінального значення яких може привести до вибуху, пожежі, несчасного випадку, виходу з ладу обладнання та ін.
До сигналізуючи параметрів належать:
Результати вибору та обґрунтування параметрів автоматичного контролю, регулювання та сигналізації приведенні в таблиці 6.2
Таблиця 6.2
Параметри контролю, регулювання та сигналізації
|
На ймену вання вироб ничого примі щення |
Наймену вання техноло гічного облад нання |
Вимірюва ний па ра метр |
Функціональне призна чення |
|||||
|
індикація на |
реєстрація |
сигналізація |
регулювання |
логічне керування |
||||
|
дисплеї |
ВП |
|||||||
|
1 |
2 |
3 |
4 |
5 |
6 |
7 |
8 |
9 |
|
Блок гідроочистки масляної фракції |
Змішувач |
витрата сировини |
+ |
– |
+ |
– |
+ |
+ |
|
витрата ВВГ |
+ |
– |
+ |
– |
+ |
+ |
||
|
тиск сировини |
+ |
– |
+ |
– |
– |
– |
||
|
тиск ВВГ |
+ |
– |
+ |
– |
– |
– |
||
|
тиск газосировинної суміші |
+ |
– |
+ |
мах |
– |
– |
||
|
температура газосировинної суміші |
+ |
– |
+ |
мах |
– |
– |
||
|
теплообмінник Т-3 |
температура сировини на виході |
+ |
– |
+ |
– |
+ |
– |
|
|
теплообмінник Т-1 |
температура газосировинної суміші на виході |
+ |
– |
+ |
– |
+ |
– |
|
|
піч |
тиск газосировинної суміші |
+ |
– |
– |
– |
– |
– |
|
|
температура газопродуктової суміші |
+ |
– |
+ |
мах |
+ |
– |
||
|
розрідження у печі |
+ |
– |
+ |
мах,min |
– |
– |
||
|
витрата паливного газу |
+ |
– |
+ |
– |
– |
– |
||
|
температура над перевалом печі |
+ |
– |
+ |
– |
– |
– |
||
|
тиск газу |
+ |
– |
+ |
min |
– |
– |
Закінчення табл. 6.2
|
1 |
2 |
3 |
4 |
5 |
6 |
7 |
8 |
9 |
|
Блок гідроочистки масляної фракції |
температура у борові печі |
+ |
– |
+ |
– |
– |
– |
|
|
реактор |
температура у верхній зоні каталізатора |
+ |
– |
+ |
мах |
– |
– |
|
|
тиск у реакторі |
+ |
– |
+ |
мах |
– |
– |
||
|
температура у верхній зоні каталізатора |
+ |
– |
+ |
мах |
– |
– |
||
|
температура зовнішніх стінок реактора |
||||||||
|
холодильник Х-1 |
температура продуктів реакції на виході |
+ |
– |
+ |
– |
+ |
– |
|
|
сепаратор С-2 |
тиск |
+ |
- |
+ |
мах |
– |
– |
|
|
температура |
+ |
– |
+ |
– |
+ |
– |
||
|
сепаратор С-1 |
тиск |
+ |
- |
+ |
мах |
– |
– |
|
|
температура |
+ |
– |
+ |
– |
+ |
– |
||
|
рівень гідрогенізату |
+ |
– |
+ |
мах min |
– |
– |
||
|
холодильник Х-1 |
температура парів та газів на виході |
+ |
– |
+ |
– |
+ |
– |
|
|
відпарна колона К-1 |
температура низу |
+ |
- |
+ |
мах |
– |
– |
|
|
тиск |
+ |
- |
+ |
мах |
– |
– |
||
|
рівень |
+ |
– |
+ |
– |
– |
– |
||
|
витрата пари до колони |
+ |
– |
+ |
– |
+ |
– |
||
|
колона вакуумної сушки К-2 |
температура низу |
+ |
– |
+ |
мах |
– |
– |
|
|
вакуум |
+ |
– |
+ |
мах, min |
– |
– |
||
|
рівень рідкої фази |
+ |
– |
+ |
– |
– |
– |
||
|
холодильник Х-2 |
температура олії на виході |
+ |
– |
+ |
– |
+ |
– |
6.3 Вибір комплексу технічних засобів
Використання для автоматизації технологічних об'єктів локальних засобів автоматики пов'язане з труднощами обслуговування оперативним персоналом великих щитів і пультів керування, а також зі значними витратами на придбання і обслуговування технічних засобів. З метою уникнення цих негативних чинників, а також для скорочення втрат продукції через помилки персоналу при обробці великих масивів первинної інформації доцільне застосування централізованої системи керування і контролю на базі мікропроцесорних контролерів. Мікропроцесорний контролер може забезпечити функції автоматичного контролю (вимірювання і реєстрацій значної кількості технологічних параметрів), регулювання, логічного і дистанційного керування, сигналізації відхилень параметрів, захистів, блокування і аварійного відключення обладнання.
Система керування, крім задач стабілізації окремих технологічних величин, повинна також вирішувати задачі керуючої логіки. Враховуючи вищесказане, система керування повинна бути побудована на базі керуючої обчислювальної машини (КОМ), наприклад, мікропроцесорного контролеру. В якості такого пристрою обрана одна з моделей мікропроцесорного контролера SIMATIC S7/400. Цей вибір обумовлено тим, що SIMATIC є багатоцільовим контролером загальнопромислового призначення, архітектура контролера оптимізована для вирішення задач оптимального керування технологічними процесами та для виконання операцій керуючої логіки. Контролер має в своєму складі таймери та лічильники, що дозволяє виводити технологічні повідомлення та поточні значення параметрів на монітор для спостереження за ходом технологічного процесу і на друкуючий пристрій з метою документування процесу керування.
SIMATIC може працювати як у складі великої розподіленої АСКТП, зв’язуючись з ЕОМ верхнього рівня по каналу цифрового зв’язку, та і в якості автономного технічного засобу, котрий вирішує комплекс задач оптимального і логічного керування, регулювання, відображення та документування інформації про хід процесу керування.
В даному проекті обираємо другий варіант використання процесора, тобто SIMATIC є автономним технічним засобом.
Для формування автоматизованого робочого місця оператора, необхідно передбачити монітор Samsung SyncMaster 763MB. Весь необхідний комплекс сигналізації та блокувань оператор має змогу бачити на моніторі у найбільш сприятливому форматі. Для виведення оперативної інформації до друку або інформації за поточний проміжок часу обираємо принтер Epson C43SX.
В комплекті з мікропроцесорним контролером працюють звичайні датчики та виконуючі пристрої.
Об’єкт, що підлягає автоматизації, відноситься до числа вибухо- та пожежонебезпечних виробництв, тому в якості технічних засобів автоматики можливим є використання засобів пневматичної гілки ДСП. В даній роботі обираємо виконуючі пристрої з пневмоприводом.[15]
Оскільки контролер приймає електричні сигнали 0 – 5 мА, обираємо пристрої саме з таким стандартним вихідним сигналом.
В якості датчика для вимірювання температури обираємо термоперетворювач типу ТХА-0179. Для перетворення сигналів від термоперетворювача у стандартний струмовий сигнал 0 – 5 мА обрано нормуючий перетворювач типу Ш 703.
Тиск вимірюється за допомогою вимірювального перетворювача надмірного тиску типу „Сапфир 22 ДИ-Ех” мод. 2160. Величина розрідження контролюється перетворювачем типу „Сапфир-22 ДИВ-Ех”, мод. 2220.
Витрати матеріальних потоків вимірюємо методом змінного перепаду тиску. В комплект приладів для вимірювання витрати входять стандартний звужуючий пристрій для створення перепаду тиску (обрано діафрагму камерну ДК 6) та дифманометр (перетворювач різниці тисків „Сапфир 22 ДД-Ех” мод. 2450).
Перетворювачі типу „Сапфир-22” мають стандартний вихідний струмовий сигнал 0 – 5 мА. Перетворювачі обрані у вибухобезпечному виконанні.
Для вимірювання рівня використовують безконтактний метод вимірювання з використанням акустичного рівнеміру типу ЭХО-3-В зі стандартним струмовим сигналом 0 − 5 мА. Рівнемір має вибухозахищене виконання та складається з акустичного перетворювача типу АП-3В (діапазон вимірювання 0 – 10 м) та перетворювача передаючого ППИ-3. Вихідний сигнал рівнеміра 0 – 5 мА.
Враховуючи наявність небезпеки вибуху, виконуючі пристрої обрані з пневмоприводом. Обираючи регулюючий клапан, були враховані наступні фактори: діаметр трубопроводу, на якому буде встановлено відповідний регулюючий орган; характеристики середовища у трубопроводі (температура, тиск, вид середовища); категорія виробництва за вибухопожежобезпекою.
Виконуючими пристроями для регулювання технологічних параметрів обираємо регулюючий клапан типу 13с27бк.
Перехід з ручного режиму управління на автоматичний та навпаки виконується за допомогою пневматичної панелі керування типу ПП12.2.
Для перетворення електричних керуючих сигналів з виходу SIMATIC у стандартні пневматичні використовується електропневматичний перетворювач типу ЕПП.
Обрані прилади та засоби автоматизації, обрані за довідниками [15], [16], [17], занесені до замовної специфікації.
6.4 Розробка функціональної схеми АСКТП
Функціональна схема автоматизації технологічного процесу гідроочистки масляної фракції представлена на аркуші графічної частини. Схема розроблена у відповідності до ГОСТ 21.408-93. Обрані технічні засоби автоматизації згруповані на полі креслення за призначенням та метою функціонування. Контури контролю та керування побудовані так, щоб реалізувати задачі АСКТП, наведені у підрозділі 6.2.
В якості первинного вимірювального перетворювача для вимірювання температури використовується термоперетворювач ТХА-0179 (поз. 6а, 7а, 8а, 10а, 13а, 14а, 16а, 17а, 19а, 20а, 21а, 23а, 25а, 27а, 34а), сигнал від якого надходить на нормуючий перетворювач типу Ш 703 (поз. 6б, 7б, 8б, 10б, 13б, 14б, 16б, 17б, 19б, 20б, 21б, 23б, 25б, 27б, 34б), де перетворюється в стандартний уніфікований сигнал постійного струму 0 − 5 мА. Цей сигнал надходить на контролер для відображення та реєстрації відповідних значень температури. Підтримка температур в заданих діапазонах відбувається за допомогою регулюючого клапану типу 13с27бк (поз. 7д, 8д, 10д, 20д, 25д), сигнал до якої надходить від контролера через електропневмоперетворювач ЕПП (поз. 7г, 8г, 10г, 20г, 25г) та пневматичну панель керування ПП12.2 (поз. 7г, 8г, 10г, 20г, 25г).
Для вимірювання рівня гідрогенізату у сепараторі та у колонах використовують акустичний рівнемір типу ЭХО-3-В, який має вибухозахищене виконання та складається з акустичного перетворювача типу АП-3В (поз. 26а, 29а, 33а) та перетворювача передаючого ППИ-3 (поз. 26б, 29б, 33б). Стандартний уніфікований струмовий сигнал 0 − 5 мА з виходу перетворювача надходить на контролер для подальшої обробки. Регулювання рівня у колонах здійснюється за допомогою регулюючого клапану (поз. 29д, 33д) за описаною вище схемою.
Тиск контролюється вимірювальним перетворювачем надмірного тиску у вибухобезпечному виконанні типу „Сапфир 22-ДИ-Ех” мод. 2150 (поз. 3а, 4а, 5а, 9а, 11а, 15а, 18а, 22а, 24а, 28а, 32а). Уніфікований струмовий сигнал 0 − 5 мА з виходів перетворювачів надходить на контролер для подальшої обробки. Розрідження у печі та у колоні К-2 контролюється перетворювачем типу „Сапфир-22-ДИВ-Ех” (поз. 18а, 32а).
Витрати матеріальних потоків вимірюються комплектом приладів, до складу якого входить діафрагма камерна ДК 6 (поз. 1а, 2а, 12а, 30а) та вимірювальний перетворювач перепаду тисків типу „Сапфир 22-ДД-Ех” (поз. 1б, 2б, 12б, 30б). Вихідний сигнал від перетворювача 0 – 5 мА надходить на контролер. Витрата пари до випарної колони К-1, витрата сировини та ВВГ до змішувача регулюється безпосередньо впливом на відповідні матеріальні потоки за допомогою регулюючого клапану типу 13с27бк (поз. 1д, 2д, 30д). Сигнали на виконавчий пристрій надходять через електропневмоперетворювач ЕПП (поз. 3в, 8в, 15в) та пневматичну панель керування ПП12.2 (поз. 3г, 8г, 15г).
Керування роботою електроприводів насосів відбувається за схемою: кнопка дистанційного керування подвійна з поверненням поступає на вхід пускача типу ПМА-324.
7 ОХОРОНА ПРАЦІ
7.1 Вибір місця і характеристика майданчика для будівлі
Установка гідроочищення масел потужністю 120 тис. тон/рік знаходиться на майданчику Кременчуцького нафтопереробного заводу АТ “УКРТАТНАФТА”, який знаходиться на території Полтавській області.
Інженерно-геологічні умови характеризуються наявністю чорноземів, глин, суглинків, піщаних і супіщаних порід. Рельєф місцевості - низовина. Ґрунтові води знаходяться на глибині 10-20 метрів від поверхні землі.
Водопостачання проводиться через промисловий водопровід із відкритого водоймища - річки Дніпро. Переважаючий напрям вітру - північно-західний.
Між будівлями запроектовано розриви понад 6 метрів, що необхідно для створення пожежної безпеки. Ширина автомобільних доріг прийнята рівною 4,5 метрів – за однією смугою руху, та 6 метрів - при двох смугах руху. Автомобільні дороги запроектовані за змішаною системою.
7.2 Характеристика можливих небезпечних і шкідливих промислових факторів на установці
Сировина, реагенти, продукти виробництва, що використовувані і виробляються в процесі гідроочищення, є шкідливими речовинами.
Сировиною установки гідроочистки масел є фракції 350-420 ˚С і 420-500 ˚С депарафіновані, а також рафінат залишкової фракції. Нафтові масляні фракції володіють слабко вираженою кожно - резорбтивною дією, викликають незначне роздратування шкіри і слизових оболонок очей, мають незначний кумулятивний ефект і є слабким алергеном. Мають ГДК в повітрі робочої зони 5 мг/м3, клас небезпеки 3.
До продукції, що виробляється, відноситься газ сірководневмісний - газ, який є сильною отрутою, діє на нервову систему і органи дихання:
- при концентраціях 0,01-0,02 % потерпілий втрачає відчуття нюху, відчуває паління в очах і горлі;
- при 0,05 % порушується мозкова діяльність, через декілька хвилин наступає параліч дихання;
- при концентрації 0,07 % наступає втрата свідомості і через 30 хвилин - смерть;
- концентрація 0,1 % небезпечна для життя при вдиханні протягом декількох хвилин.
ГДК в повітрі робочої зони 10 мг/м3, клас небезпеки 2.
Також в процесі гідроочищення масляної фракції використовуються реагенти і допоміжні матеріали. До них відносяться : водневмісний газ, паливний газ і газ стабілізації, азот газоподібний технічний.
Водневмісний газ - ГДК в повітрі робочої зони 300 мг/м3 , клас небезпеки 4. Водень фізіологічно інертний, при високих концентраціях викликає задуху, при високому тиску проявляє наркотичну дію. Метан і Етан, що входить до складу водневмісного газу в малих кількостях, токсичні. Присутність водневмісного газу в повітрі викликає кисневе голодування. При тривалому вдиханні пари водневмісного газу в концентраціях, що значно перевищують ГДК, з'являється запаморочення, нудота, головний біль, слабкість, при значних концентраціях - отруєння.
Вуглеводні, що входять до складу паливного газу, володіють наркотичною дією на центральну нервову систему. Вдихання великої кількості вуглеводневих газів викликає гостре отруєння, втрату свідомості, смерть. ГДК у повітрі 300 мг/м3 , клас небезпеки 4.
Азот газоподібний технічний у великій кількості знижує концентрацію кисню в повітрі, викликає кисневе голодування, задуху.
Моноетаноламін технічний при попаданні на тіло людини викликає роздратування, при попаданні всередину - розлад органів дихання, кровообігу, центральної нервової системи, печінки. ГДК у повітрі 0,5 мг/м3 , клас небезпеки 2.
Процес проходить на каталізаторі гідроочищення КГОМ-1, КГОМ-3. Це тверде гранули, при тривалому контакті дратує шкіру. Пил викликає роздратування слизистих оболонок, верхніх дихальних шляхів.
Їхні ГДК у повітрі 2 мг/м3 , клас небезпеки 3.
Крім того, джерелами небезпеки на установці є:
При експлуатації апаратів та систем апаратів, що працюють під тиском
можливе їх руйнування під час фізичного вибуху (раптове адіабатичне розширення газів та парів). Під час фізичного вибуху енергія стисненого середовища на протязі малого проміжку часу перетворюється в кінетичну енергію уламків зруйнованого апарату та ударну хвилю.
Реагенти і продукти процесу гідроочистки , маючи низьку електропровідність, є діелектриками, тому вони здатні накопичувати електричні заряди на поверхні або в об’ємі речовини, що може призвести до розрядів статичної електрики при перекачуванні.
На установці виникнення та накопичення зарядів статичної електрики відбувається при перекачуванні реагентів і продуктів по трубопроводах в апараті, ємності, а також під час тертя рухомих частин обладнання.
Заряди статичної електрики можуть накопичуватись як на апаратах і деталях, так і на людях. Електризація тіла людини відбувається при її роботі з наелектри зованими виробами та матеріалами. Дія статичної електрики смертельної небезпеки не несе. її розряд людина відчуває як укол, поштовх чи легкий спазм. При раптовому розряді у людини може виникнути страх і внаслідок рефлекторних рухів вона може втратити рівновагу, що може призвести до падіння з висоти, попадання в небезпечну зону та ін. Тривала дія статичної електрики негативно впливає на здоров'я людини, її психофізичний стан.
При недостатньому освітленні людина погано орієнтується у виробничій обстановці, що потребує від нього додаткових зусиль та напруження зору, що може призвести до створення аварійної ситуації.
При підвищеній температурі повітря в робочій зоні можлива тепловіддача шляхом виділення поту. При підвищеній температурі, особливо при виконанні важкої фізичної праці, потовиділення може збільшуватися в десятки раз, це веде до перегріву організму (підіймається температура тіла). При невеликому перегріві симптоми обмежуються легким підвищенням температури тіла, сильним потовиділенням, спрагою, прискоренням серцебиття. При більш значному перегріві виникає запаморочення голови, утрудняється мовлення та ін.
На території заводу використовується рейковий та безрейковий транспорт.
Порушення працівниками норм технологічного режиму, правил експлуатації, підготовки до ремонту і ремонту устаткування, правил охорони праці можуть привести до аварійних ситуацій, виникнення загазованості установки, до спалаху продуктів, пожежі, вибуху або отруєння людей.
Найбільш небезпечними місцями на установці є:
- колодязі технологічні, промислової і фекальної каналізації, водопостачання оборотної води;
- приміщення компресорної, фільтрпрессной;
- місця відбору проб, лотки;
- блок пічей.
7.3 Заходи по створенню безпечних і здорових умов праці, що передбачені проектом
Сировина, реагенти, продукти виробництва, що використовувані і виробляються в процесі гідроочищення, є шкідливими речовинами.
Проектом передбачено наступні заходи:
- комплексна автоматизація виробничих процесів, апаратів. Регулювання технічного режиму проводиться автоматично з пульта управління у операторній;
- механізація трудомістких процесів, заміна ручної праці механізованою;
- використання запобіжних та блокуючи пристроїв.
Апарати повинні бути забезпечені запобіжними клапанами. Передбачено два види клапанів: робочі та контрольні. На технологічній установці передбачено у випадку аварійної ситуації скид різного продукту у аварійну ємність, а газ направляється у факельну систему на спалювання.
Для забезпечення безпеки при обслуговуванні всі апарати, вузли керування арматурою на естакадах трубопроводів обладнані майданчиками обслуговування, східцями і в окремих місцях − драбинами, виготовленими у відповідності зі встановленими правилами.
Засувки , встановлені у важкодоступних місцях, колодязях, оснащені подовжувачами.
Усі рухомі частини обладнання мають захисне огородження для запобігання для запобігання нещасних випадків при їх обслуговуванні.
Гарячі поверхні обладнання і трубопроводів у місцях можливого дотику з ними людей ізольовані або огороджені. Температура на поверхні ізоляції не повинна перевищувати за приміщенням плюс 60˚С, у приміщенні плюс 45˚С.
Для передбачення руху продукту в непередбаченому та недосяжному напрямку передбачено зворотні клапани. Зворотними клапанами забезпечені усі відцентрові насоси. У випадку аварійної ситуації передбачено скид продукту в аварійну ємність, а гази направляються в факельну систему на спалювання.
Запірна апаратура має бути розміщена на висоті не вище 1,6 м. Апаратура, що розміщена вище 1,8 м для обслуговування повинна мати майданчики зі спеціальними драбинками або сходами.
За електробезпечністю приміщення блоку гідроочистки належить до особливо небезпечних:
- можливість дотику людини до з’єднаних з землею металоконструкцій, будівель технологічних апаратів, механізмів та до металевих корпусів електроустаткування;
- хімічно - активне середовище.
Всі частини електроустаткування (двигуни, пускачі, броня кабелів, електричні щити і ін.) заземлені. Вхід в за щитове приміщення операторної технологічному персоналу заборонений, вивішена табличка “Вхід заборонений”.
Захисне заземлення на установці створено за допомогою заземлювальних контурів - металевих трубчатих електродів, які знаходяться у безпосередньому контакті із землею, та заземлюючих провідників, що з'єднують заземлювальні частині із заземлювачем. Тип заземлення - контурний.
Для заземлення використовуються вертикальні стальні стержні діаметром 30 мм та довжиною 6 м.
Опір розтікання струму розраховуємо по формулі [19]:
, (7.1)
де Rе - опір розтікання струму одного стержневого вертикального електроду, Ом;
ρ - питомий опір ґрунту у місці розташування заземлювачів, 100 Ом·м
(ґрунт - суглинок);
l - довжина стержневого електроду, 6 м;
d- діаметр стержневого електроду, 0,03 м;
t — глибина розташування середини електроду від поверхні ґрунту, м.
Глибину розміщення середини заземлювача розраховуємо по формулі:
, (7.2)
де tо - відстань від верхньої точки стержневого заземлювача до поверхні землі, 1 м;
м,
Ом.
Розраховуємо попередню кількість заземлювачів:
, (7.3)
де Rе- допустимий опір заземлюючого пристрою, Ом.
Допустимий опір заземлення складає 4 Ом для установок з напругою до 1000 В.
Необхідну кількість вертикальних заземлювачів розраховуємо по формулі:
Приймаємо n' = 5 шт.
Розраховуємо необхідну кількість вертикальних електродів:
, (7.4)
де - коефіцієнт використання вертикальних електродів. При відношенні відстані між електродами до їх довжини приймаємо а =3, кількість заземлювачів n' = 5 шт., тоді =0,825.
Кількість вертикальних електродів отримуємо 7 шт.
Знаючи кількість заземлювачів, розраховуємо довжину з'єднувальної штиби:
, (7.5)
де L - довжина з'єднувальної штиби, м;
а – значення відношення відстані між електродами до їх довжини;
м.
Розраховуємо опір розтікання струму з'єднувальної штиби без врахування екранування:
, (7.6)
де b - ширина з'єднувальної штиби, 0,03 м.
Ом
Розраховуємо загальний опір заземлюючого пристрою по формулі:
, (7.7)
де - коефіцієнт використання з'єднувальної штиби, = 0,64, так як п =7, а = 3;
Ом.
Одержане значення = 1,41 Ом порівнюємо з = 4 Ом:
<.
Потрібна умова виконується, тобто необхідних заземлювачів 7 шт.
Для зниження інтенсивності виникнення заряду статичної електрики технологічний процес ведеться в закритій системі; виключено розбризкування продуктів і передбачена очистка газів.
Для запобігання можливості виникнення іскрових зарядів статичної електрики персонал зобов’язаний:
- знаходитися на робочому місці тільки в антистатичному спецодязі і спецвзутті. Виконувати роботи в середині апаратів у спецодязі із синтетичної тканини забороняється. Використання шкарпеток із шерстяної або синтетичної пряжі не допускається;
- постійно контролювати герметичність обладнання, так як перепад тиску що виникає при протіканні парового або газового потоку через нещільність, викликає його велику електризацію і накопичення статичної електрики;
- забезпечити постійну роботу апаратів по розділу фаз і додержання вимог загрузки і відкачки основних апаратів в межах вимог технологічної карти.
У насосному приміщенні установки передбачаються два види освітлення – природне і штучне. Природне освітлення, як правило, на протязі світлового дня, відбувається через вікна. Воно замінюється у широких межах в залежності від половини дня, року, метеорологічних факторів. Штучне освітлення передбачене коли природне світло відсутнє.
У насосних штучне освітлення загальне. У вибухонебезпечних приміщеннях встановлюють вибухозахищені світильники.
Для штучного освітлення в приміщеннях установки використовується світильник типу тип світильного приладу ЛСП 02В – 1*20, тип КСС – Д, джерело світла : тип ЛБ – 20, світловий потік 1180 лм.
Необхідну кількість світильників розрахуємо по формулі [18]:
, (7.8)
де Еmin - нормативне освітлення для VІІІ(а) розряду робіт, 30 лк;
S - площа приміщення, 36 м2;
К - коефіцієнт запасу, 1,5;
Z - поправочний коефіцієнт світильника, 1,1;
F- світловий потік однієї лампи у світильнику, 1180 лм;
n - кількість ламп у світильнику, 6 шт.;
U - коефіцієнт використання освітлювальної установки.
Показник приміщення визначаємо по формулі:
(7.9)
де а, b – відповідно довжина 6 м і ширина приміщення 6 м.
h – висота підвісу світильника над робочою поверхнею, 3,6 м.
Стіни і стеля пофарбовані в світлий колір, тоді коефіцієнти відбиття: стін рсн = 30% і стелі рсл = 50%, при = 2, U = 36% (0,36). Таким чином:
Приймаємо 8 штук світильників в приміщенні.
Для освітлення приміщення насосної площею 36 м2 необхідно 8 світильників типу ЛСП 02В – 1*20.
Аварійне освітлення повинно бути не менше 5% від основного.
У насосному приміщенні передбачена проточно-витяжна загальнообмінна вентиляція.[20]
Кількість повітря, що необхідно відвести з приміщення насосної для забезпечення концентрації парів масляної фракції не вище ГДК розрахуємо по формулі:
, (7.10)
де W - об’ємна швидкість повітря, м3/год;
q - кількість парів масляної фракції, що виділяється в приміщенні із апаратури за одиницю часу, кг/год;
(Сq – Сo) - відповідно ГДК парів масляної фракції у приміщенні по санітарним нормам, 5 мг/м3; і вміст парів масляної фракції у «чистому» повітрі, 0;
Кількість парів бензинової фракції розраховується так :
, (7.11)
де - коефіцієнт запасу; 2,0;
с - коефіцієнт, який визначає залежність витікання шкідливої речовини від тиску в середині апарату, 0,121;
М - молекулярна маса масляної фракції, 350 г/моль;
Т – абсолютна температура середовища в апараті, 335 К;
Vа - внутрішній об'єм апаратури та комунікацій, м3, який розраховують по формулі:
, (7.12)
де d – діаметр трубопроводів, 0,4 м;
h – висота апаратів, 1,2 м;
м3 ;
кг/год;
м3/год ;
Для забезпечення чистоти повітря обрано 4 вентилятори центробіжних вибухозахищених типу В-Ц4-75, потужністю 7,5 кВт, продуктивністю 11500 м3/год, номеру 9,3, тиску 1200 Па, частотою обертів 1400 об/хв.; електродвигун типу АИМ 132 S4, частотою обертів 1450 об/хв.
В насосній і компресорній передбачена аварійна вентиляція для інтенсивного провітрювання приміщення у випадку раптового збільшення вибухонебезпечних і токсичних викидів внаслідок аварії, або порушення технологічного режиму.
Система аварійної вентиляції вмикається автоматично через сигналізатор-датчик, який спрацьовує при концентрації вибухонебезпечних речовин в повітрі 20% нижньої концентраційної межі спалаху.
Операторні, венткамери, приміщення трансформаторних підстанцій обладнані приточною вентиляцією, що забезпечує підпір повітря в приміщеннях щоб уникнути проникнення в них вибухонебезпечної пари і газів.
При зниженні підпору повітря в приміщеннях трансформаторних підстанцій спрацьовує аварійне включення резервних вентиляторів (АВР).
Приміщення компресорної, фільтрпрессной, обладнані приточною і витяжною вентиляцією, ТП-40, операторна - приточною.
Для запобігання загазованості в приміщеннях компресорної, фільтрпрессной і аналізатором встановлені сигналізатори ДВК, при спрацьовуванні яких включається світлова і звукова сигналізація і автоматично включається аварійна витяжна вентиляція.
Приточні вентсистеми оснащені калориферами для підігріву повітря в холодну пору року.
Устаткування всього технологічного ланцюжка герметизоване.
Теплопостачання здійснюється від котельні ТЕЦу. В якості теплоносія використовується пара для технічних потреб під тиском 1,3 МПа. Виробничі приміщення обігріваються ребристими трубами, а побутові - радіаторами типу М-150.
Згідно проекту передбачено наступні водопроводи :
- господарсько-питний, повинен забезпечувати подачу питної води для господарсько - побутових потреб із розрахунку 45 л на одну людину в зміну;
виробничий, розрахований для подачі води на технологічний процес;
протипожежний, розраховують, виходячи з того, що пожежа станеться в
години максимального використанні води іншими споживачами.
Проектом передбачено такі види каналізації:
- перша основна система виробничої каналізації - призначена для виведення виробничо - зливневої води, забрудненої нафтопродуктами;
- друга основна система виробничої каналізації - призначена для виведення забруднених емульсій нафтопродуктів, мінералізованої стічної води. Ці стоки підлягають спеціальному очищенню.
система зливневої каналізації — для виведення та очищення зливневої води з доріг;
система господарсько-фекальної каналізації - для виведення та очищення побутових стоків.
Для запобігання нещасних випадків, захворювань і отруєнь, пов'язаних з виробництвом, персонал, що обслуговує установку повинен забезпечуватися наступними засобами захисту:
- засобами індивідуального захисту органів дихання;
- засобами для захисту шкірних покровів, рук, голови;
- засобами для захисту очей;
- засобами для захисту від шуму.
Кожний працюючий на установці оператор технологічної установки повинен бути забезпечений бавовняним костюмом та курткою, комбінованими рукавицями, фільтруючим протигазом марки БКФ та захисною каскою. Термін служби засобів індивідуального захисту від 12 міс. до 5 років. Періодичність прання хімчистки засобів індивідуального захисту у міру необхідності. Для захисту очей від ушкоджень необхідно застосовувати захисні окуляри. Для захисту обслуговуючого персоналу установки від впливу шуму необхідно застосовувати антифони, протишумові навушники й протишумові каски.
7.4 Характеристика об’єкту з пожежо – та вибухонебезпечності
Технологічний процес установки відноситься до вибухопожежонебезпечному виробництва, оскільки по своїх фізико - хімічних властивостях водневмістний, паливний газ, газ стабілізації, сірководень є вибухопожежонебезпечним, а депарафінованні і гідроочищенні дистилятні масла, рафінат залишкової фракції, відгін і моноетаноламін - пожежонебезпечними речовинами.
Небезпека вибухів і пожеж зростає у зв'язку з тим, що технологічний процес ведеться при високих температурах і тиску. Частина апаратів працює під вакуумом.
Характеристика вибухопожежонебезпечних властивостей речовин наведені у табл. 7.1:
Таблиця 7.1
Характеристика пожежо- та вибухонебезпечності речовин
|
Речовини |
Температура, °C |
Нижня концентраційна межа займання, % об. |
|
|
спалаху |
самозаймання |
||
|
Фракція 420-500 ºС депарафінована |
190, не нижче |
300-400 |
- |
|
Фракція 420-500 ºС гідроочищена |
190, не нижче |
357-417 |
- |
|
Водневмістний газ |
- |
510 |
4 |
|
Паливний газ, газ стабілізації |
- |
400-470 |
1,5 |
|
Газ сірководневмісний |
- |
246 |
4,3 |
|
Рафинат гідроочищенний залишкової фракції |
240, не вище |
300-400 |
- |
|
Моноетаноламін технічний |
85 |
410 |
3,0 |
Апаратура повністю герметична, тому займання легкозаймистої рідини та нафтопродуктів можливе лише у випадку аварії.
Найбільш вибухонебезпечними місцями на установці є насосні, сировинний резервуарний парк, реакторний блок, пічки.
Причинами виникнення пожеж можуть бути:
У насосних, печах, реакторах, блоці теплообмінників і конденсаторів-холодильників виділяються горючі гази, пари легкозаймистих рідин, які здатні утворювати вибухонебезпечні газоповітряні суміші. Такі споруди відносяться до вибухонебезпечної категорії А. Закрита насосна блоку гідроочистки як і вся установка Г – 24 відноситься до класу 2 (В-Iг*).
7.5 Протипожежні заходи
Згідно з проектом ступінь вогнестійкості будівлі - II. Будівля - цегляна, дах - збірний, залізобетонний із балок панельного насипу ПКЖ. Фундамент бетонний, обробка стін і стелі – побілка і пофарбування у світлий колір, фундамент бетонний. Приміщення обладнані протипожежними дверима.
Електроустаткування установлене у вибухозахищеному виконанні відповідно до категорії і класу зони установки.
Для евакуації людей із приміщення передбачено два виходи з кожного приміщення, які ведуть безпосередньо назовні. Найменша ширина проходу 1 м, найменша ширина двері - 0,8 м. Відстань найбільш віддаленого місця роботи до найближчого евакуаційного є не більшою 50 м.
При виникненні пожежі у приміщеннях спрацьовує протипожежна сигналізація, є прямий телефон виклику пожежників.
Розряди атмосферної електрики здатні викликати вибухи, загоряння. Будівлі та споруди підлягають блискавкозахисту за допомогою блискавковідводів. Установка гідроочистки належить до зони Б по захисту від прямих ударів блискавки, категорія II.
Для захисту від прямих ударів блискавками у будівлю, а в даному випадку у насосну, передбачений стержневий блискавковідвід.
Розрахунок блискавковідводу зводиться до визначення його висоти. Для зони захисту типу Б висота стержневого блискавковідводу визначається за формулою:
, (7.13)
де hх - висота будівлі (насосної), 3,6 м;
rх - радіуси зони захисту на висоті hх, м;
Радіус зони захисту rх являє собою найменший радіус кола, в яке можна повністю вписати об’єкт, що захищається.
Ця величина визначається за формулою:
, (7.14)
де S – ширина насосної, 6 м;
l – довжина насосної, 6 м.
м
Висота стержневого блискавковідводу:
м
Для захисту насосної від прямих ударів блискавки необхідно її облаштувати стержневим блискавковідводом висотою 6,7 м.
7.6 Засоби гасіння пожежі
Загоряння на установці залежно від властивостей речовини, що горить, можна згасити одним з наступних способів:
- видалення речовини, що горить, або припинення його надходження в зону горіння;
- припинення доступу кисню або пониження його концентрації в зоні горіння;
- охолоджування речовини, що горить, до температури нижче за температуру його займання.
Для ліквідації вогнищ пожежі на установці передбачені наступні засоби пожежегасіння і інвентар:
- піногенератори ГВП-600 (напівстаціонарні) - 4 шт.;
- пожежний водопровід з пожежними гідрантами по периметру установки, призначений для забезпечення водою пожежних машин;
- лафетні стовбури із стаціонарним підключенням до пожежного водопроводу - 2 шт.;
- стояки парогасіння, обладнані гнучкими шлангами парогасіння;
- стояки пожежегасіння, потрібні для підключення пожежних машин;
- вуглекислотні і порошкові вогнегасники (ОУ-3, ОУ-5,ОП-9, ОП-100);
- ящики з піском, лопати, носилки, кошма.
Парогасіння застосовується для гасіння на апаратному дворі і в насосній.
Вуглекислотні і порошкові вогнегасники призначені для гасіння загоряння різних речовин, легкоспалахуючих рідин, електродвигунів, електропроводки і інших електроприладів напругою до 1000 В.
Азбестове полотно, кошма, пісок служать для гасіння загоряння на землі, загоряння рідин і газів у фланцевих з'єднаннях шляхом покриття і обмотування з подальшою подачею водяної пари.
Повідомлення про загоряння диспетчеру пожежної частини здійснюється по телефону або пожежному ізвещателю.
Розрахунок запасу води на гасіння пожежі наведено нижче. Так як об’єм будівлі (насосної) менше 3000 м³, то витрата води на зовнішнє пожежегасіння складає 10 л/с; витрата води на внутрішнє пожежегасіння ведеться з розрахунку двох пожежних потоків на 2,5 л/с. Пожежні крани встановлені на висоті 1,35 м від підлоги біля виходів з приміщень. Вони розміщені в спеціальних шафах, а також мають пожежні рукава.
Запас води на гасіння розраховуємо по формулі:
, (7.15)
де Q – запас води, м3;
- середній час пожежегасіння, 3 год.
q – подача води, л/с;
, (7.16)
де qзовн – подача води на зовнішнє пожежегасіння, 10 л/с;
qвн – подача води на внутрішнє пожежегасіння, 5 л/с;
qавт - подача води на автоматичне пожежегасіння, 30 л/с;
л/с
8 ЕКОНОМІКА
8.1 Відомості про процес
Метою попередньої гідроочистки є перетворення та видалення речовин, що деактивують каталізатор. До цих речовин належать: сірчасті, азотисті та кисневмісні сполуки, що вміщують в своєму складі метали, галогени та ненасичені вуглеводні.
Процес гідро очистки вихідної речовини (фракції 420-500 0С) заснована на реакціях каталітичного розпаду сірчастих, азотистих та кисневмісних сполук, та проходить на каталізаторі гідро очистки.
З метою покращення показників роботи установки Г-24 (блоку гідро очистки масляної фракції) проведено заміну каталізатора діючого КГОМ – 3 на новий РК – 438 W.
8.2 Матеріальний баланс
Таблиця 8.1
Матеріальний баланс установки після реконструкції
|
Найменування |
% (масс.) |
т/рік |
т/доб. * |
кг/год. |
|
Приход - Деп. масло фр. 420-500 °С - ВСГ |
100 0,893 |
120000 1071,6 |
352,94 3,15 |
14705,83 131,25 |
|
∑ |
100,893 |
121071,6 |
356,09 |
14837,05 |
|
Отримано - Г/о компонент фр. 420-500°С - сірководень - сухий газ** - відгін - втрати |
97,869 1,06 0,734 1 0,23 |
117442,8 1272 880,8 1200 276 |
345,42 3,74 2,59 3,53 0,81 |
14392,5 155,83 107,92 147,08 33,82 |
|
∑ |
100,893 |
121071,6 |
356,09 |
14837,05 |
Розрахунок виробничої програми наведений нижче у таблиці 8.2:
Таблиця 8.2
Розрахунок виробничої програми проектного цеху
|
Найменування продукції |
Натураль одиниця виміру |
Річний випуск продукції в натуральному вимірі |
Оптова ціна за одну натуральну одиницю продукції. грн |
Вартість річного обсягу товарної продукції. тис. грн. |
|
- Г/о компонент фр. 420-500°С |
т |
117442,800 |
964,41 |
113263010,7 |
|
- сірководень |
т |
1272,000 |
348,3907018 |
443152,9726 |
|
- відгін |
т |
1200,000 |
381,0619864 |
457274,3837 |
|
- сухий газ** |
т |
880,800 |
506,7899728 |
446380,6081 |
|
- втрати |
т |
276,000 |
|
|
|
Разом |
т |
121071,600 |
946,6284307 |
114609818,7 |
8.3 Розрахунок чисельності та фонду заробітної платні ПВП.
Цех працює в непреривному режимі, в три зміни, тривалість однієї зміни 8 годин.
Виходячи з цього розраховуємо календарний фонд часу роботи головного технологічного обладнання:
Теф= (Ткал - Твих - Тпр - Ттз - Тппр)*tсм*nсм (8.1)
де Ткал – календарний фонд часу, Ткал= 365 * 24 =8760 годин;
Твих – час простоїв обладнання в вихідні дні не передбачено;
Тпр – час простоїв обладнання в святкові дні не передбачено;
Ттз – час передбачений на технологічні зупинки;
Тппр – час простоїв обладнання в планово-попереджувальних ремонтах, Тппр = 22 дні = 528 годин;
tсм – тривалість однієї зміни, tсм = 8;
nсм – кількість змін на добу, nсм = 3.
Теф= (8760 – 0 – 0 – 0 – 528)*8*3 = 8232 год = 343 дні
Виробнича потужність установки розраховується за формулою :
Мвир = Рпасп * Теф (8.2)
де: - паспортна продуктивність устаткування за одиницю часу,
(од. продукції за годину);
- ефективний фонд часу роботи установки протягом року ( годин).
Для проектного цеху:
= 16,024 тон/год
Мвир = 16,024 *8232 = 131909,6 тон/рік
Коефіцієнт використання промислової потужності установки розраховуємо за формулою:
Кпм = ВП/М (8.3)
де ВП – плановий річний об’єм випускаємої продукції, тон/рік.
Для проектного цеху:
Кпм = 121071,6 /131909,6 = 0,91
Ступінь завантаженості та використання основного технологічного обладнання знаходимо за формулою :
Кпит = / (8.4)
де - проектна годинна потужність даного обладнання, т/год.
Для проектного цеху:
= 121071,6/8232 = 14, 707
Кпит =14,707/16,024 = 0,91
Коефіцієнт екстенсивного використання обладнання розраховується за формулою:
Кекс = Теф/ Ткал (8.5)
Кінтегр = Кпит* Кекс (8.6)
Для проектного цеху:
Кекс = 343/365 = 0,94
Кінтегр = 0,91*0,94 = 0,86
RM = 1 – 0,86 = 0,14
Коефіцієнти для базового та проектного цехів не змінилися.
Розрахунок чисельності проведено методом прямого розміщення по робочим місцям.
Цех працює в непреривному режимі, в три зміни, тривалість однієї зміни 8 годин.
Таблиця 8.3
Баланс робочого часу 1 середньосписочного робочого
|
Назва показників |
Дні |
Години |
|
Календарний фонд часу, Ткал |
365 |
2920 |
|
Вихідні дні (суб.,нед.), Твих |
91 |
728 |
|
Святкові дні, Тсв |
- |
- |
|
Номінальний фонд робочого часу, Тном |
274 |
2192 |
|
Невиходи на роботу по причинам: |
||
|
1.Основні та допоміжні відпустки; |
24 |
192 |
|
2.Хвороба; |
8 |
64 |
|
3.Виконання державних об’овязків; |
3 |
24 |
|
Того невиходів |
35 |
280 |
|
Ефективний фонд робочого часу, Теф |
239 |
1912 |
|
Тривалість зміни, Тзм |
8 |
Розрахунок чисельності робітників проведемо на прикладі апаратників установки гідроочистки.
(8.7)
де: - кількість одиниць однотипного устаткування;
- чисельність одночасно працюючих робітників, необхідних для безперебійної роботи устаткування, люд/од.;
Ч зм = 1*6 = 6 чол..
Наявна чисельність на добу дорівнює :
Чдобу = Чзм * п = 6 * 3 = 18 чоловік
де: - кількість змін за добу;
Штатна чисельність при тризмінній роботі дорівнює:
(8.8)
Ч шт = 6 + 18 = 24 чол.
Облікова чисельність розраховується за формулою:
(8.9)
де: - коефіцієнт облікового складу;
При непреривному режимі роботи в три зміни, тривалістю 8 годин кожна коефіцієнт облікового складу дорівнює
Ко = Тном / Теф = 2192 / 1912 = 1,146
Таблиця 8.4
Розрахунок чисельності робітників установки.
|
Найменування груп та професій робітників |
тариф |
Наявна кількість робітників |
Штатна чисельн. Робітн. Чол.. |
Коефі цієнт обліку складу |
Облік. Чисельн, чол.. |
|
|
у зміну |
за добу |
|||||
|
1 |
2 |
3 |
4 |
5 |
6 |
7 |
|
1.Виробничі робітники: |
||||||
|
Апаратник гідроочистки |
4 |
2 |
6 |
8 |
1,146 |
9 |
|
Апаратник гідроочистки |
5 |
3 |
9 |
12 |
1,146 |
14 |
|
Апаратник гідроочистка |
6 |
1 |
3 |
4 |
1,146 |
5 |
|
Апаратник компр установки |
4 |
2 |
6 |
8 |
1,146 |
9 |
|
Апаратник компр. установки |
5 |
2 |
6 |
8 |
1,146 |
9 |
|
Апаратник компр. установки |
6 |
1 |
3 |
4 |
1,146 |
5 |
|
Разом: |
11 |
33 |
44 |
51 |
||
|
2.Робітники по утриманню та обслуговуванню обладнання: |
||||||
|
Черговий слюсар |
5 |
1 |
3 |
4 |
1,146 |
5 |
|
Разом: |
1 |
3 |
4 |
5 |
||
|
3.Робітники по ремонту обладнання: |
||||||
|
Слюсар-ремонтник |
4 |
1 |
3 |
4 |
1,146 |
5 |
|
Слюсар-ремонтник |
3 |
1 |
3 |
4 |
1,146 |
5 |
|
Електромонтер |
3 |
1 |
3 |
4 |
1,146 |
9 |
|
Зварювальник |
4 |
1 |
3 |
4 |
1,146 |
9 |
|
Разом: |
4 |
12 |
16 |
28 |
||
|
4. Обслуговуючі робітники: |
||||||
Слюсар КВПіА |
3 |
1 |
3 |
4 |
1,146 |
5 |
|
Разом: |
1 |
3 |
4 |
1,146 |
5 |
|
|
Всього робітників |
17 |
51 |
68 |
83 |
Таблиця 8.5
Штатний розклад керівників і фахівців.
|
№ п/п |
Найменування посад |
Кількість в зміну |
Кількість змін на добу |
Загальна чисельність |
|
Керівники і фахівці: |
||||
|
1. |
Начальник цеху |
1 |
1 |
1 |
|
2. |
Заступник нач. цеха |
1 |
1 |
1 |
|
3. |
Інженер-технолог |
1 |
3 |
4 |
|
4. |
Інженер-лаборант |
1 |
1 |
1 |
|
5. |
Майстер зміни |
1 |
3 |
4 |
|
6. |
Механік |
1 |
1 |
1 |
|
Разом : |
6 |
10 |
12 |
|
|
Служачи і МОП: |
||||
|
7. |
Комірник |
1 |
1 |
1 |
|
8. |
Прибиральник побут.приміщень |
1 |
1 |
1 |
|
Разом: |
2 |
2 |
2 |
|
|
Всього: |
8 |
12 |
14 |
Річний фонд заробітної плати для основних і допоміжних робочих розраховуємо на основі штатної чисельності робочих кожної професії і тарифного розряду, а також номінального фонду часу і тарифних ставок з урахуванням премій та доплат, характерних для даного режиму роботи та системи оплати праці.
Розрахунок річного фонду заробітної плати робочих приводимо на прикладі розрахунку фонду заробітної плати одного апаратника установки гідроочистки.
Ефективний фонд робочого часу одного робочого:
Теф = 1912 годин
В склад основної заробітної плати включається плата по тарифу та премія:
Тарифний склад заробітної плати розраховуємо за формулою:
ЗП = Тст * Чобл * Теф (8.10)
де Тст – тарифна годинна ставка, грн/год.
Для одного апаратника 5 розряду:
ЗП = 3,68 * 1 * 1912 = 7036,17 грн
Премія з фонду заробітної плати виплачується в розмірі 20-25% до тарифного фонду заробітної плати:
Пт = ЗП * Кі (8.11)
де Кі – розмір премії, %.
Для апаратника розмір премії з фонду заробітної плати складає 25% до тарифного фонду зарплати:
Пт = 7036,17 * 0,25 = 1759,04 грн
Доплата за вечірній і нічний час роботи:
Д(в+н) = 7036,17 * 0,20 = 1407,23 грн
Основний фонд заробітної плати знаходимо за формулою:
ФЗП = ЗП + П + Д(в+н) (8.12)
ФЗП = 7036,17 + 1759,04 + 1407,23 = 10202,44 грн
Допоміжна заробітна плата розраховується до тарифної заробітної плати. Процент встановлюється на основі даних балансу робочого часу одного робочого. По даним базового підприємства доплата – 10 % від ЗП.
Для апаратника установки гідроочистки:
ЗПдоп = ФЗП * 0,1 = 10202,44 * 0,1 = 1020,244 грн
Загальний фонд заробітної плати:
ФЗПзаг = ФЗП + ЗПдоп = 10202,44 + 1020,244 = 11222,68 грн
Розрахунок зарплати інших категорій робочих аналогічний і приводиться в таблиці 8.6.
З урахуванням штатного розкладу, групою оплати, діючого в даній галузі схемою посадових окладів і чисельності робітників по кожній посаді, а також числом місяців на рік (за вирахуванням відпусток) визначається фонд заробітної плати по окладам.
Розрахунок річного фонду заробітної плати ІТР, служачих і МОП приведено в таблиці 8.7.
Таблиця 8.6
Розрахунок річного фонду ЗП робочих
|
Найменування |
Роз |
Обл. |
Год. |
Відпр. |
Тарифна |
Премія |
Допл. за |
ЗП |
ЗП |
Річний |
|
|
професій |
ряд |
чис. |
тар. |
час.год |
ЗП,грн |
ніч. і веч |
осн. |
доп. |
Фонд ЗП |
||
|
|
|
чол. |
ставка |
|
|
% |
грн. |
час. грн |
грн |
грн. |
грн. |
|
Основні виробничі робочі |
|||||||||||
|
Апаратник уст. |
4 |
9 |
3,61 |
1912 |
62120,88 |
25 |
15530,22 |
12424,176 |
90075,276 |
9007,5276 |
99082,8036 |
|
Апаратник уст. |
5 |
14 |
3,68 |
1912 |
98506,24 |
25 |
24626,56 |
19701,248 |
142834,05 |
14283,405 |
157117,4528 |
|
Апаратник уст. |
6 |
5 |
3,75 |
1912 |
35850 |
25 |
8962,5 |
7170 |
51982,5 |
5198,25 |
57180,75 |
|
Апаратник комп. уст |
4 |
9 |
3,61 |
1912 |
62120,88 |
25 |
15530,22 |
12424,176 |
90075,276 |
9007,5276 |
99082,8036 |
|
Апаратник комп. уст |
5 |
9 |
3,68 |
1912 |
63325,44 |
25 |
15831,36 |
12665,088 |
91821,888 |
9182,1888 |
101004,0768 |
|
Апаратник комп. уст |
6 |
5 |
3,75 |
1912 |
35850 |
25 |
8962,5 |
7170 |
51982,5 |
5198,25 |
57180,75 |
|
Всього |
|
51 |
|
|
357773,44 |
|
89443,36 |
71554,688 |
518771,49 |
51877,149 |
307235,79 |
|
Робочі по утриманню і обслуговуванню |
|||||||||||
|
Черговий слюсар |
5 |
5 |
3,68 |
1912 |
35180,8 |
20 |
7036,16 |
7036,16 |
49253,12 |
4925,312 |
54178,432 |
|
Всього |
|
5 |
|
|
35180,8 |
|
7036,16 |
7036,16 |
49253,12 |
4925,312 |
54178,432 |
|
Робочі по ремонту обладнання |
|||||||||||
|
Слюсар-ремонтник |
4 |
5 |
3,61 |
1912 |
34511,6 |
20 |
6902,32 |
6902,32 |
48316,24 |
4831,624 |
53147,864 |
|
Слюсар-ремонтник |
3 |
5 |
3,54 |
1912 |
33842,4 |
20 |
6768,48 |
6768,48 |
47379,36 |
4737,936 |
52117,296 |
|
Електромонтер |
3 |
9 |
3,54 |
1912 |
60916,32 |
20 |
12183,264 |
12183,264 |
85282,848 |
8528,2848 |
93811,1328 |
|
Зварювальник |
4 |
9 |
3,61 |
1912 |
62120,88 |
20 |
12424,176 |
12424,176 |
86969,232 |
8696,9232 |
95666,1552 |
|
Всього |
|
28 |
|
|
191391,2 |
|
38278,24 |
38278,24 |
267947,68 |
26794,768 |
294742,448 |
|
Допоміжні і обслуговуючі робочі |
|||||||||||
|
Слюсар КВПіА |
3 |
5 |
3,54 |
1912 |
33842,4 |
20 |
6768,48 |
6768,48 |
47379,36 |
4737,936 |
52117,296 |
|
Всього |
|
5 |
|
|
33842,4 |
|
6768,48 |
6768,48 |
47379,36 |
4737,936 |
52117,296 |
|
Загалом |
|
89 |
|
|
618187,84 |
|
141526,24 |
116869,09 |
876583,17 |
87658,317 |
964241,4848 |
Таблиця 8.7
Розрахунок річного фонду заробітної плати служачих і МОП
|
Найменування посад |
Штат. кікльк. |
Міс. оклад, грн |
Час роботи, міс. |
ЗП за відпр час грн. |
Премія |
ЗП осн. грн. |
ЗП доп. грн. |
ЗП за рік, грн. |
|
|
% |
грн. |
||||||||
|
Керівники |
|||||||||
|
Начальник цеху |
1 |
1213,6 |
11 |
13349,88 |
40 |
485,45 |
18689,83 |
1213,63 |
19903,45 |
|
Заст. нач. цеху |
1 |
1036,7 |
11 |
11403,56 |
40 |
414,68 |
15964,99 |
1036,69 |
17001,68 |
|
Інженер-технолог |
4 |
897,89 |
11 |
9876,82 |
40 |
359,16 |
13827,54 |
897,89 |
58901,75 |
|
Інженер-лаборант |
1 |
869,5 |
11 |
9564,47 |
40 |
347,80 |
13390,25 |
869,50 |
14259,75 |
|
Майстер зміни |
4 |
764,54 |
11 |
8409,95 |
40 |
305,82 |
11773,93 |
764,54 |
50153,89 |
|
Механік |
1 |
763,33 |
11 |
8396,58 |
35 |
267,16 |
11335,38 |
763,33 |
12098,70 |
|
Всього |
12 |
61001,25 |
2180,06 |
84981,92 |
5545,57 |
172319,21 |
|||
|
Служачи і МОП |
|||||||||
|
Комірник |
1 |
432,38 |
11,3 |
4885,93 |
20 |
86,48 |
5863,11 |
302,67 |
6165,78 |
|
Прибиральник |
1 |
283,86 |
11,3 |
3207,62 |
20 |
56,77 |
3849,14 |
198,70 |
4047,84 |
|
Всього |
2 |
8093,55 |
143,25 |
9712,26 |
501,37 |
10213,63 |
|||
|
Загалом |
14 |
69094,79 |
2323,31 |
94694,17 |
6046,94 |
182532,84 |
8.4 Розрахунок собівартості виробництва продукції проектного цеху.
Для розрахунку величини і складу витрат на виробництво продуктів гідроочистки визначаємо їх собівартість. Для цього складемо калькуляцію собівартості отримання однієї тони продуктів гідроочистки на установці Г - 24.
Витрати по статтям “Сировина та основні матеріали”, “Напівфабрикати”, “Допоміжні матеріали”, “Відходи”, “Паливо і енергія на технологічні потреби” безпосередньо залежать від обсягу випускаємої продукції, тобто є умовно змінними.
Стаття ”Витрати на утримання та експлуатацію обладнання” є комплексною і складається з:
а) витрат на амортизацію робочих машин і основного технічного устаткування
б) витрат на утримання устаткування.
Вут і екс = Ваморт + Вутр уст
Вут і екс = 334430 + 1391070 = 1725500 грн/рік
Стаття ”Заробітна плата основних виробничих робітників” знаходиться при розрахунку фонду заробітної плати робочих цеху.
Стаття “Відрахування від заробітної плати” береться у відповідності до діючого законодавства і складається з відрахувань у пенсійний фонд, у фонд безробіття, відрахувань на соцстрахування та у фонд страхування від нещасних випадків
Відр від ЗП = (90211,62 + 8175,44 + 5449,73 + 3417,67) = 107254,46 грн
Стаття ”Цехові витрати” є комплексною і включає такі витрати:
1.Амортизація будинків і споруд.
2.Заробітна плата керівників, спеціалістів та іншого персоналу.
3.Відрахування від заробітної плати вище згаданих груп робітників.
4.Текучий ремонт і утримання будинків та споруд цеху (4% від балансової вартості будинків та споруд цеху).
5.Інші виробничі витрати – освітлення, опалення цеху, охорона праці та ін.
Вц = 374307 грн/рік
Сума всіх попередніх статей складає цехову собівартість
Сцех = 374307 + 1725500 + 107254,46 + 307235,79 = 91240346,23
Статті «Загальнозаводські витрати» і «Інші виробничі витрати» приймаються 15% від витрат по перебудові (тобто цехова собівартість мінус витрати за статтями «Сировина та матеріали» та «Ніпівфабрикати»).
Взаг. = Вінші = (91240346,23 – 83623271,5)*0,15 = 1142561,21 грн/рік
Сума всіх попередніх статей складає загальновиробничу собівартість
Сзаг.вир. = Сцех + Взаг + Вінші = 91240346,23 + 2*1142561,21= 93525468,66
“Позавиробничі витрати” приймаються 1,5% від загальновиробничої собівартості.
Впоз =93525468,66*0,015 = 1402882,03 грн
Повна собівартість складається з суми всіх статей розрахованих при калькуляції виробництва.
С/Сповна = С/Сзаг.вир. + Впоз
С/Сповна = 93525468,66 + 1402882,03 = 94928350,69 грн.
Таблиця 8.8
Калькуляція собівартості проектного цеху
|
№ |
Найменування статей витрат |
Одиниці виміру |
Ціна за одиницю ресурсів |
Витрати |
|||
|
За одиницю продукції |
На річний випуск |
||||||
|
|
В натуральному виражені |
Сума. грн |
В натуральному виражені |
Сума. грн |
|||
|
1 |
Сировина та основні матеріали та п/ф |
|
|
|
|
|
|
|
Деп. масло 450-500 |
т |
691,8 |
0,991 |
685,68 |
120000,000 |
83016000,00 |
|
|
ВСГ |
т |
437,8 |
0,0089 |
3,87 |
1071,600 |
469146,48 |
|
|
Всього |
|
1129,6 |
1,000 |
689,55 |
121071,600 |
83485146,50 |
|
|
Каталізатор РК-438(W) |
т |
42500,0 |
2,684-5 |
1,14 |
3,250 |
138125,00 |
|
|
Всього по 1 |
|
43629,6 |
1,000 |
690,69 |
121074,85 |
83623271,50 |
|
|
2 |
Допоміжні матеріали |
|
|||||
|
МЕА |
т |
3772,9 |
5,286-5 |
0,19 |
6,400 |
24146,56 |
|
|
Реагентне хос-во |
т |
0,0 |
0 |
0,00 |
0,000 |
1629,64 |
|
|
ТЗР |
т |
0,0 |
0 |
0,00 |
0,000 |
1583,19 |
|
|
Деемульгатор ПМ |
т |
8785,0 |
2,643-5 |
0,23 |
3,200 |
28112,00 |
|
|
Всього по 2 |
т |
12558,0 |
7,929-5 |
0,43 |
9,600 |
600652,79 |
|
|
3 |
Відходи, що повертаються |
т |
0,0 |
0,007 |
0,00 |
793,600 |
0,00 |
|
4 |
Паливо та енергія на технологічні потреби, в т.ч. |
||||||
|
а) |
Паливо |
м3 |
|||||
|
Газ природний |
м3 |
468,6 |
1,404-5 |
0,01 |
1,700 |
796,62 |
|
|
Газ власний |
м3 |
528,9 |
0,028 |
14,60 |
3342,970 |
1768096,83 |
|
|
б) |
Електроенергія |
кВт/ч |
163,6 |
0,037 |
6,02 |
4458,030 |
729333,71 |
|
в) |
Пара |
гкал |
86,9 |
0,129 |
11,27 |
15698,400 |
1364190,96 |
|
г) |
Вода |
м3 |
|||||
|
Технічна |
м3 |
5,6 |
0,001 |
0,003 |
74,700 |
418,32 |
|
|
Оборотна |
м3 |
154,1 |
0,050 |
4,55 |
6066,800 |
551097,00 |
|
|
д) |
Стисле повітря |
м3 |
42,3 |
0,017 |
0,73 |
2084,900 |
88191,27 |
|
Усього за ст.4 |
т |
1450 |
0,262 |
37,19 |
31727,500 |
4502124,71 |
|
|
5 |
Затрати на утримання та експлуатацію обладнання (а також на амортизацію обладнання і транспортних засобів) |
грн |
14,25 |
1725500,00 |
|||
|
6 |
Заробітна платня основних виробничих робітників |
грн |
2,54 |
307235,79 |
|||
|
7 |
Відрахування від заробітної платні |
грн |
0,89 |
107254,46 |
|||
|
|
Усього за ст.5,6,7 |
|
17,68 |
2139990,25 |
|||
|
Усього основних витрат |
грн |
745,99 |
90866039,23 |
||||
|
8 |
Цехові затрати |
грн |
3,09 |
374307,00 |
|||
|
9 |
Цехова собівартість |
грн |
749,08 |
91240346,23 |
|||
|
10 |
Виробнича собівартість |
грн |
766,59 |
93525468,66 |
|||
|
11 |
Загальнозаводські витрати |
грн |
8,76 |
1142561,21 |
|||
|
12 |
Інші виробничі витрати |
грн |
8,76 |
1142561,21 |
|||
|
13 |
Позавиробничі витрати |
грн |
11,50 |
1402882,03 |
|||
|
14 |
Повна собівартість |
грн |
784,07 |
94928350,69 |
8.5 Розрахунок собівартості виробництва продукції базового цеху
Для розрахунку величини і складу витрат на виробництво продуктів гідроочистки визначаємо їх собівартість. Для цього складемо калькуляцію собівартості отримання однієї тони продуктів гідроочистки на установці Г - 24.
Витрати по статтям “Сировина та основні матеріали”, “Напівфабрикати”, “Допоміжні матеріали”, “Відходи”, “Паливо і енергія на технологічні потреби” безпосередньо залежать від обсягу випускаємої продукції, тобто є умовно змінними.
Стаття ”Витрати на утримання та експлуатацію обладнання” є комплексною і складається з:
а) витрат на амортизацію робочих машин і основного технічного устаткування
б) витрат на утримання устаткування.
Вут і екс = Ваморт + Вутр уст
Вут і екс = 334430 + 1391070 = 1725500 грн/рік
Стаття ”Заробітна плата основних виробничих робітників” знаходиться при розрахунку фонду заробітної плати робочих цеху.
Стаття “Відрахування від заробітної плати” береться у відповідності до діючого законодавства і складається з відрахувань у пенсійний фонд, у фонд безробіття, відрахувань на соцстрахування та у фонд страхування від нещасних випадків
Відр від ЗП = (90211,62 + 8175,44 + 5449,73 + 3417,67) = 107254,46 грн
Стаття ”Цехові витрати” є комплексною і включає такі витрати:
1.Амортизація будинків і споруд.
2.Заробітна плата керівників, спеціалістів та іншого персоналу.
3.Відрахування від заробітної плати вище згаданих груп робітників.
4.Текучий ремонт і утримання будинків та споруд цеху (4% від балансової вартості будинків та споруд цеху).
5.Інші виробничі витрати – освітлення, опалення цеху, охорона праці та ін.
Вц = 374307 грн/рік
Сума всіх попередніх статей складає цехову собівартість
Сцех = 374307 + 1725500 + 107254,46 + 307235,79 = 91240346,23
Статті «Загальнозаводські витрати» і «Інші виробничі витрати» приймаються 15% від витрат по перебудові (тобто цехова собівартість мінус витрати за статтями «Сировина та матеріали» та «Ніпівфабрикати»).
Взаг. = Вінші = (91240346,23 – 83623271,5)*0,15 = 1142561,21 грн/рік
Сума всіх попередніх статей складає загальновиробничу собівартість
Сзаг.вир. = Сцех + Взаг + Вінші = 91240346,23 + 2*1142561,21= 93525468,66
“Позавиробничі витрати” приймаються 1,5% від загальновиробничої собівартості.
Впоз =93525468,66*0,015 = 1402882,03 грн
Повна собівартість складається з суми всіх статей розрахованих при калькуляції виробництва.
С/Сповна = С/Сзаг.вир. + Впоз
С/Сповна = 93525468,66 + 1402882,03 = 94928350,69 грн.
Таблиця 8.9
Калькуляція собівартості базового цеху
|
№ |
Найменування статей витрат |
Одиниці виміру |
Ціна за одиницю ресурсів |
Витрати |
|||
|
|
За одиницю продукції |
На річний випуск |
|||||
|
В натуральному виражені |
Сума. грн |
В натуральному виражені |
Сума. грн |
||||
|
1 |
Сировина та основні матеріали та п/ф |
|
|
|
|
|
|
|
Деп. масло 450-500 |
т |
691,8 |
0,991 |
685,68 |
120000,000 |
83016000,00 |
|
|
ВСГ |
т |
437,8 |
0,009 |
3,87 |
1071,600 |
469146,48 |
|
|
Всього |
т |
1129,6 |
1 |
689,55 |
121071,600 |
83485146,50 |
|
|
Каталізатор КГОМ - 3 |
т |
25987,8 |
3,882-5 |
1,01 |
4,700 |
122142,80 |
|
|
Всього по 1 |
т |
27117,4 |
1,000 |
690,56 |
121076,300 |
83607289,30 |
|
|
2 |
Допоміжні матеріали |
|
|||||
|
МЕА |
т |
3772,9 |
5,286-5 |
0,20 |
6,400 |
24146,56 |
|
|
Реагентне хос-во |
т |
0,0 |
0,000 |
0,00 |
0,000 |
1629,64 |
|
|
ТЗР |
т |
0,0 |
0,000 |
0,00 |
0,000 |
1583,19 |
|
|
Деемульгатор ПМ |
т |
8785,0 |
2,643-5 |
0,23 |
3,200 |
28112,00 |
|
|
Всього по 2 |
т |
12558,0 |
7,929-5 |
0,43 |
9,600 |
600652,79 |
|
|
3 |
Відходи, що повертаються |
т |
0,0 |
0,007 |
0,00 |
793,600 |
0,00 |
|
4 |
Паливо та енергія на технологічні потреби, в т.ч. |
т |
|||||
|
а) |
Паливо |
м3 |
|||||
|
Газ природний |
м3 |
468,6 |
1,404-5 |
0,01 |
1,700 |
796,62 |
|
|
Газ власний |
м3 |
528,9 |
0,028 |
14,60 |
3342,970 |
1768096,83 |
|
|
б) |
Електроенергія |
кВт/ч |
163,6 |
0,037 |
6,02 |
4458,030 |
729333,71 |
|
в) |
Пара |
гкал |
86,9 |
0,130 |
11,27 |
15698,400 |
1364190,96 |
|
г) |
Вода |
м3 |
|||||
|
Технічна |
м3 |
5,6 |
0,001 |
0,003 |
74,700 |
418,32 |
|
|
Оборотна |
м3 |
154,1 |
0,050 |
4,55 |
6066,8 |
551097,00 |
|
|
д) |
Стисле повітря |
м3 |
42,3 |
0,017 |
0,73 |
2084,900 |
88191,27 |
|
Усього за ст.4 |
т |
1450,0 |
0,262 |
37,19 |
31727,500 |
4502124,71 |
|
|
5 |
Затрати на утримання та експлуатацію обладнання (а також на амортизацію обладнання і транспортних засобів) |
грн |
14,25 |
1725500,00 |
|||
|
6 |
Заробітна платня основних виробничих робітників |
грн |
2,54 |
307235,79 |
|||
|
7 |
Відрахування від заробітної платні |
грн |
0,89 |
107254,46 |
|||
|
Усього за ст.5,6,7 |
|
17,68 |
2139990,25 |
||||
|
Усього основних витрат |
грн |
745,85 |
90850057,03 |
||||
|
8 |
Цехові затрати |
грн |
3,09 |
374307,00 |
|||
|
9 |
Цехова собівартість |
грн |
749,08 |
91240346,23 |
|||
|
10 |
Виробнича собівартість |
грн |
766,59 |
93525468,66 |
|||
|
11 |
Загальнозаводські витрати |
грн |
8,76 |
1142561,21 |
|||
|
12 |
Інші виробничі витрати |
грн |
8,76 |
1142561,21 |
|||
|
13 |
Позавиробничі витрати |
грн |
11,50 |
1402882,03 |
|||
|
14 |
Повна собівартість |
грн |
783,93 |
94912128,75 |
8.6 Розрахунок показників ефективності роботи проектного цеху.
Собівартість визначається за формулою:
С = Сповна/ ВП (8.13)
де Сповна – повна собівартість;
ВП – випуск товарної продукції.
Ціна визначається за формулою:
Ц = С + С*0,23 (8.14)
де 0,23 – прибуток 23 %.
С = 94928350,69/ 121071,6 = 784,07 грн.
Ц = 784,07 + 784,07 *0,23 = 964,41 грн.
Знаходимо цехові витрати на 1 грн. товарної продукції за формулою:
Втп = Сзаг / ТП (8.15)
де ТП – об’єм товарної продукції цеху, грн;
Сзаг – загальні витрати цеху на виробництво всього річного випуску продукції, грн.
Втп = 94928350,69 /114609818,7 = 0,83 грн/грн
Розрахунок рентабельності (залежить від вартості основних фондів):
R = (Ппит / С) * 100% (8.16)
Ппит = Цод.пр. – Сод.пр.= 964,41 – 784,07 = 180,34
R = (180,34 / 784,07) * 100% = 23 %
де Цод.пр – ціна 1 тони продуктів гідроочистки, грн;
Сод.пр. – собівартість 1 тони продуктів гідроочистки, грн;
Ппит – прибуток на 1 тону продуктів гідроочистки, грн.
Фондовіддача
Фв = ТП / Ф (8.17)
Фв = 114609818,7 / 17907784,17 = 6,4 грн/грн
де Ф – вартість основних виробничих фондів цеху
Продуктивність праці:
в розрахунку на одного робочого
ПТр = Цр / Чр (8.18)
де Цр – ціна річного випуску продукції;
в розрахунку на одного робітника промислово-виробничого персоналу цеху
ПТпвп = Цр / Чпвп (8.19)
де Чпвп, Чр – відповідно чисельність всього промислово-виробничого персоналу цеху і чисельність робочих цеху, чол.
ПТпвп = 114609818,7 / 107 = 1071119,8 грн/чол
ПТр = 114609818,7 / 89 = 1287750,8 грн/чол
Середньомісячний заробіток:
в розрахунку на одного списочного робітника промислово-виробничого персоналу цеху
ЗПпвп = ФЗПц / (Чпвп * 12) (8.20)
в розрахунку на одного списочного робочого цеху
ЗП = ФЗПр / (Чр * 12) (8.21)
де ФЗПц, ФЗПр – відповідно річний фонд заробітної плати всього персоналу і фонду заробітної плати робочих цеху, грн:
ЗПпвп = (964241,48+ 182532,84) / (107 * 12) = 893 грн/міс
ЗП = 964241,48/ (89 * 12) = 902,8 грн/міс
Прибуток дорівнює:
Пб. = Ц – С (8.22)
де Пб. – балансовий прибуток, грн.;
Ц – ціна продуктів гідроочистки, грн.;
С – собівартість продуктів гідроочистки, грн.
Пб. = 114609818,7 – 94912128,75 = 19681468,01 грн
Термін окупності дорівнює:
Ток. = Ф / Пб. (8.23)
де Ток. – термін окупності, років.;
Ф – вартість основних виробничих фондів цеху
Ток. = 17907784,17/ 19681468,01 = 0,91 року
8.7 Розрахунок показників ефективності роботи базового цеху.
Собівартість визначається за формулою:
С = Сповна/ ВП (8.24)
де Сповна – повна собівартість;
ВП – випуск товарної продукції.
Ціна визначається за формулою:
Ц = С + С*0,2 (8.25)
де 0,2 – прибуток 2 %.
С = 94912128,75 / 121071,6 = 783,94 грн.
Ц = 783,94 + 783,94 *0,2 = 940,723 грн.
Знаходимо цехові витрати на 1 грн. товарної продукції за формулою:
Втп = Сзаг / ТП (8.26)
де ТП – об’єм товарної продукції цеху, грн;
Сзаг – загальні витрати цеху на виробництво всього річного випуску продукції, грн.
Втп = 94912128,75 / 111827951,1= 0,85 грн/грн
Розрахунок рентабельності (залежить від вартості основних фондів):
R = (Ппит / С) * 100% (8.27)
Ппит = Цод.пр. – Сод.пр.= 940,723 – 783,934 = 156,79
R = (156,79 / 783,934) * 100% = 20 %
де Цод.пр – ціна 1 тони продуктів гідроочистки, грн;
Сод.пр. – собівартість 1 тони продуктів гідроочистки, грн;
Ппит – прибуток на 1 тону продуктів гідроочистки, грн.
Фондовіддача:
Фв = ТП / Ф (8.28)
Фв = 111827951,1 / 18183406,68 = 6,15 грн/грн
де Ф – вартість основних виробничих фондів цеху
Продуктивність праці:
в розрахунку на одного робочого
ПТр = Цр / Чр (8.29)
де Цр – ціна річного випуску продукції;
в розрахунку на одного робітника промислово-виробничого персоналу цеху
ПТпвп = Цр / Чпвп (8.30)
де Чпвп, Чр – відповідно чисельність всього промислово-виробничого персоналу цеху і чисельність робочих цеху, чол.
ПТпвп = 111827951,1 / 107 = 1045121,04 грн/чол
ПТр = 111827951,1 / 89 = 1256493,8 грн/чол
Середньомісячний заробіток:
в розрахунку на одного списочного робітника промислово-виробничого персоналу цеху
ЗПпвп = ФЗПц / (Чпвп * 12) (8.31)
в розрахунку на одного списочного робочого цеху
ЗП = ФЗПр / (Чр * 12) (8.32)
де ФЗПц, ФЗПр – відповідно річний фонд заробітної плати всього персоналу і фонду заробітної плати робочих цеху, грн:
ЗПпвп = (964241,48+ 182532,84) / (107 * 12) = 893 грн/міс
ЗП = 964241,48/ (89 * 12) = 902,8 грн/міс
Прибуток дорівнює:
Пб. = Ц – С (8.33)
де Пб. – балансовий прибуток, грн.;
Ц – ціна продуктів гідроочистки, грн.;
С – собівартість продуктів гідроочистки, грн.
Пб. = 111827951,1 – 94912128,75= 16915822,35 грн
Термін окупності дорівнює:
Ток. = Ф / Пб. (8.34)
де Ток. – термін окупності, років.;
Ф – вартість основних виробничих фондів цеху
Ток. = 18183406,68 / 16915822,35 = 1,1 року
Результати розрахунків зведено до таблиці 8.10 [20]:
Техніко-економічні показники
|
№ п.п |
Показники |
Одиниці вимірювання |
Базовий варіант |
Проектний варіант |
Відхилення |
|
|
абс. |
відн.,% |
|||||
|
1. |
Випуск продукції: |
|||||
|
-в натуральному виразі |
тон/рік |
121071,6 |
121071,6 |
0 |
0 |
|
|
-в вартісному виразі |
грн/рік |
111827951,1 |
114609818,7 |
2781867,6 |
2,4 |
|
|
2. |
Облікова чисельність |
|||||
|
працюючого (ПВП) |
чол |
107 |
107 |
0,00 |
0,0 |
|
|
робочого |
чол |
89 |
89 |
0,00 |
0,0 |
|
|
3. |
Продуктивність праці |
|||||
|
працюючого (ПВП) |
тис.грн/чол |
1045,121 |
1071,119 |
25,998 |
2,4 |
|
|
робочого |
тис.грн/чол |
1256,493 |
1287,750 |
31,257 |
2,4 |
|
|
4. |
Середня заробітна плата |
|||||
|
працюючого (ПВП) |
грн/міс |
893 |
893 |
0,00 |
0,0 |
|
|
робочого |
грн/міс |
902,8 |
902,8 |
0,00 |
0,0 |
|
|
5. |
Повна собівартість |
|||||
|
річного випуску |
тис.грн/рік |
94912,13 |
94928,35 |
16,22 |
0,02 |
|
|
одиниці продукцій |
грн/тону |
783,934 |
784,068 |
0,134 |
0,02 |
|
|
6. |
Фондовіддача |
грн/грн |
6,15 |
6,4 |
0,25 |
3,9 |
|
7. |
Прибуток балансовий |
тис. грн. |
16915,82 |
19681,47 |
2765,65 |
14 |
|
8. |
Рентабельність продукції |
% |
20 |
23 |
3 |
13 |
|
9. |
Термін окупності |
років |
1,1 |
0,91 |
- 0,19 |
-20 |
Висновок: Реконструкція установки економічно вигідна, тому що, рентабельність виробництва збільшилася з 20 % до 23 %; строк окупності складає – 0,91 року.
9. ВИСНУВОК
В ході дипломного проекту на тему: « Реконструкція установки гідроочистки дистилятного масла »:
- було проаналізовано літературу та на базі цього матеріалу було написано літературний огляд по методу гідроочистки та обрано каталізатор РК – 438W, який покращує показники якості продукту;
- на базі механічних та теплових розрахунків було зроблено висновок, що діюче устаткування таке як піч безполум’яного горіння та реактор забезпечує проведенню гідроочистки дистилятного масла;
- для реконструкції було проведено матеріальні розрахунки;
- усі розрахунки були виконані за допомогою програми MathCAD 2000 Professional, а креслення за допомогою програми AutoCAD 2006;
- було проведено автоматизацію процесу, що привело до підвищення оперативності керування, оптимізації температурного режиму процесу гідроочитски, зниження витратних коефіцієнтів, енергетичних витрат, забезпечення надійності роботи технологічного обладнання, поліпшення умов праці виробничого персоналу;
- для реконструкції передбачені наступні заходи з охорони праці: для забезпечення електробезпеки в цеху передбачено застосування захисного заземлення - обрано 7 стержнів діаметром 30 мм і довжиною 6 м, довжина з’єднувальної штиби 126 м, ширина 0,03м; розраховано освітлення приміщення і робочих місць на першому та другому поверхах, кількість світильників 8; організовано систему вентиляції природної та штучної, обрано 4 вентиляторів центробіжних вибухозахищених типу В - Ц4 - 75, потужністю 7,5 кВт, продуктивністю 11500 м3/год; для захисту від прямих ударів блискавки проектом передбачено блискавкозахист, обрано окремий стержневий блискавковідвід висотою 6,7 м;
- запропонована реконструкція блоку гідроочистки масляних фракцій шляхом заміни каталізатора КГОМ – 3 на каталізатор РК – 438W дає збільшення собівартості однієї тони основної продукції на 0,134 грн., так як якість масла покращується то і ціна його буде вище та складає відповідно 940,723 грн. за тону до реконструкції та 964,41 грн. за тону після реконструкції, термін окупності складає – 0,91 року. Таким чином, проведені розрахунки показали доцільність реконструкції.
СПИСОК ЛІТЕРАТУРИ
// Концепція розвитку наукомістких виробництв нафтопереробної, нафтохімічної і споріднених напрямків хімічної промисловості //. -1998. - 49с. с 28 – 29, с. 40 – 41.
Высокоэффективный катализатор гидрооблагораживания масляных фракций и рафинатов // Химия и технология топлив и масел. -1999. - № 3- с. 21 – 22.
-29 с.
Арк.
Змн.
ХТП 07 1604 ПЗ
Арк.
Дата
Підпис
№ докум.
Арк.
Змн.
ХТП 07 1604 ПЗ
Арк.
Дата
Підпис
ХТТ.07.1604.ПЗ
Арк.
Дата
Підпис
№ докум.
Арк.
Змн.
№ докум.
Арк.
Змн.
ХТП 07 1604 ПЗ
Арк.
Дата
Підпис
Арк.
Змн.
ХТП 07 1604 ПЗ
Арк.
Дата
Підпис
№ докум.
Арк.
Змн.
ХТП 07 1604 ПЗ
Арк.
Дата
Підпис
№ докум.
Арк.
Змн.
ХТП 07 1604 ПЗ
Арк.
Дата
Підпис
№ докум.
Арк.
Змн.
ХТП 07 1604 ПЗ
Арк.
Дата
Підпис
№ докум.
Арк.
Змн.
ХТП 07 1604 ПЗ
Арк.
Дата
Підпис
№ докум.
Арк.
Змн.
Арк.
Дата
Підпис
№ докум.
Арк.
Змн.
ХТП 07 1604 ПЗ
Арк.
Дата
Підпис
№ докум.
Арк.
Змн.
ХТП 07 1604 ПЗ
Арк.
Дата
Підпис
№ докум.
Арк.
Змн.
84
Акрушів
Літ.
Зав.каф.
ХТП.07.1604.ПЗ
Арк.
Дата
ідпис
№ докум.
Арк.
Змн.
Н. Контр.
Керівник.
Конс.
Розроб.
№ докум.
Арк.
Змн.
ХТП 07 1604 ПЗ
Арк.
Дата
Підпис
№ докум.
137
Лист
ХТП 07 1604 ПЗ
Арк.
Дата
Підпис
№ докум.
ХТП 07 1604 ПЗ
Арк.
Дата
Підпис
№ докум.
Технологический регламент
ТР 00152307.030:2005
Арк.
Дата
Підпис
№ докум.
Арк.
Змн.
Арк.
Змн.
Арк.
Дата
Підпис
№ докум.
Арк.
Змн.
ХТП 07 1604 ПЗ
ХТП 07 1604 ПЗ
Арк.
Дата
Підпис
№ докум.
ХТП 07 1604 ПЗ
Арк.
Змн.
ХТП 07 1604 ПЗ
Арк.
Дата
Підпис
№ докум.
Арк.
Змн.
ХТП 07 1604 ПЗ
Арк.
Дата
Підпис
№ докум.
Арк.
Змн.
ХТП 07 1604 ПЗ
Арк.
Дата
Підпис
№ докум.
Арк.
Змн.
ХТП 07 1604 ПЗ
Арк.
Дата
Підпис
№ докум.
Арк.
Змн.
ХТП 07 1604 ПЗ
Арк.
Дата
Підпис
№ докум.
Арк.
Змн.
ХТП 07 1604 ПЗ
Арк.
Дата
Підпис
№ докум.
Арк.
Змн.
ХТП 07 1604 ПЗ
Арк.
Дата
Підпис
№ докум.
Арк.
Змн.
ХТП 07 1604 ПЗ
Арк.
Дата
Підпис
№ докум.
Арк.
Змн.
ХТП 07 1604 ПЗ
Арк.
Дата
Підпис
№ докум.
Арк.
Змн.
ХТП 07 1604 ПЗ
Арк.
Дата
Підпис
№ докум.
Арк.
Змн.
ХТП 07 1604 ПЗ
Арк.
Дата
Підпис
№ докум.
Арк.
Змн.
ХТП 07 1604 ПЗ
Арк.
Дата
Підпис
№ докум.
Арк.
Змн.
ХТП 07 1604 ПЗ
Арк.
Дата
Підпис
№ докум.
Арк.
Змн.
ХТП 07 1604 ПЗ
Арк.
Дата
Підпис
№ докум.
Арк.
Змн.
ХТП 07 1604 ПЗ
Арк.
Дата
Підпис
№ докум.
Арк.
Змн.
ХТП 07 1604 ПЗ
Арк.
Дата
Підпис
№ докум.
Арк.
Змн.
ХТП 07 1604 ПЗ
Арк.
Дата
Підпис
№ докум.
Арк.
Змн.
ХТП 07 1604 ПЗ
Арк.
Дата
Підпис
№ докум.
Арк.
Змн.
ХТП 07 1604 ПЗ
Арк.
Дата
Підпис
№ докум.
Арк.
Змн.
ХТП 07 1604 ПЗ
Арк.
Дата
Підпис
№ докум.
Арк.
Змн.
ХТП 07 1604 ПЗ
Арк.
Дата
Підпис
№ докум.
Арк.
Змн.
ХТП 07 1604 ПЗ
Арк.
Дата
Підпис
№ докум.
Арк.
Змн.
ХТП 07 1604 ПЗ
Арк.
Дата
Підпис
№ докум.
Арк.
Змн.
ХТП 07 1604 ПЗ
Арк.
Дата
Підпис
№ докум.
Арк.
Змн.
ХТП 07 1604 ПЗ
Арк.
Дата
Підпис
№ докум.
Арк.
Змн.
ХТП 07 1604 ПЗ
Арк.
Дата
Підпис
№ докум.
Арк.
Змн.
ХТП 07 1604 ПЗ
Арк.
Дата
Підпис
№ докум.
Арк.
Змн.
ХТП 07 1604 ПЗ
Арк.
Дата
Підпис
№ докум.
Арк.
Змн.
ХТП 07 1604 ПЗ
Арк.
Дата
Підпис
№ докум.
Арк.
Змн.
ХТП 07 1604 ПЗ
Арк.
Дата
Підпис
№ докум.
Арк.
Змн.
ХТП 07 1604 ПЗ
Арк.
Дата
Підпис
№ докум.
Арк.
Змн.
ХТП 07 1604 ПЗ
Арк.
Дата
Підпис
№ докум.
Арк.
Змн.
ХТП 07 1604 ПЗ
Арк.
Дата
Підпис
№ докум.
Арк.
Змн.
ХТП 07 1604 ПЗ
Арк.
Дата
Підпис
№ докум.
Арк.
Змн.
ХТП 07 1604 ПЗ
Арк.
Дата
Підпис
№ докум.
Арк.
Змн.
ХТП 07 1604 ПЗ
Арк.
Дата
Підпис
№ докум.
Арк.
Змн.
ХТП 07 1604 ПЗ
Арк.
Дата
Підпис
№ докум.
Арк.
Змн.
ХТП 07 1604 ПЗ
Арк.
Дата
Підпис
№ докум.
Арк.
Змн.
ХТП 07 1604 ПЗ
Арк.
Дата
Підпис
№ докум.
Арк.
Змн.
ХТП 07 1604 ПЗ
Арк.
Дата
Підпис
№ докум.
Арк.
Змн.
ХТП 07 1604 ПЗ
Арк.
Дата
Підпис
№ докум.
Арк.
Змн.
ХТП 07 1604 ПЗ
Арк.
Дата
Підпис
№ докум.
Арк.
Змн.
ХТП 07 1604 ПЗ
Арк.
Дата
Підпис
№ докум.
Арк.
Змн.
ХТП 07 1604 ПЗ
Арк.
Дата
Підпис
№ докум.
Арк.
Змн.
ХТП 07 1604 ПЗ
Арк.
Дата
Підпис
№ докум.
Арк.
Змн.
ХТП 07 1604 ПЗ
Арк.
Дата
Підпис
№ докум.
Арк.
ХТП 07 1604 ПЗ
Змн.
ХТП 07 1604 ПЗ
Арк.
Дата
Підпис
№ докум.
Арк.
Змн.
ХТП 07 1604 ПЗ
Арк.
Дата
Підпис
№ докум.
Арк.
Змн.
ХТП 07 1604 ПЗ
Арк.
Дата
Підпис
№ докум.
Арк.
Змн.
ХТП 07 1604 ПЗ
Арк.
Дата
Підпис
№ докум.
Арк.
Змн.
ХТП 07 1604 ПЗ
Арк.
Дата
Підпис
№ докум.
Арк.
Змн.
ХТП 07 1604 ПЗ
Арк.
Дата
Підпис
№ докум.
Арк.
Змн.
ХТП 07 1604 ПЗ
Арк.
Дата
Підпис
№ докум.
Арк.
Змн.
ХТП 07 1604 ПЗ
Арк.
Дата
Підпис
№ докум.
Арк.
Змн.
ХТП 07 1604 ПЗ
Арк.
Дата
Підпис
№ докум.
Арк.
Змн.
ХТП 07 1604 ПЗ
Арк.
Дата
Підпис
№ докум.
Арк.
Змн.
ХТП 07 1604 ПЗ
Арк.
Дата
Підпис
№ докум.
Арк.
Змн.
ХТП 07 1604 ПЗ
Арк.
Дата
Підпис
№ докум.
Арк.
Змн.
ХТП 07 1604 ПЗ
Арк.
Дата
Підпис
№ докум.
Арк.
Змн.
ХТП 07 1604 ПЗ
Арк.
Дата
Підпис
№ докум.
Арк.
Змн.
ХТП 07 1604 ПЗ
Арк.
Дата
Підпис
№ докум.
Арк.
Змн.
ХТП 07 1604 ПЗ
Арк.
Дата
Підпис
№ докум.
Арк.
Змн.
ХТП 07 1604 ПЗ
Арк.
Дата
Підпис
№ докум.
Арк.
Змн.
ХТТ.07.1604.ПЗ
Арк.
Дата
Підпис
№ докум.
Арк.
Змн.
ХТП 07 1604 ПЗ
Арк.
Дата
Підпис
№ докум.
Арк.
Змн.
ХТП 07 1604 ПЗ
Арк.
Дата
Підпис
№ докум.
Арк.
Змн.