Розрахунок реактора першої ступені каталітичного реформінгу

Рідка фаза з сепаратора С-1 поступає в сепаратор  низького тиску С-2 (р = 1,5 МПа). В результаті зниження тиску в сепараторі С-2 виділяється вуглеводневий газ, який направляється у верхню частину фракційного абсорбера АФ-1. Сюди ж насосом Н-2 подається рідка фаза із сепаратора С-2. В якості абсорбента використовується стабільний каталізат, який насосом Н-3 подається на верх абсорбера АФ-1 знизу стабілізаційної колони К-1 через теплообмінник Т-2 і холодильник Х-2. В абсорбері АФ-1 (р = 1,4 МПа, t_В = 40 °С,t_Н = 167 °С) проходить деетанізація нестабільного каталізата. Нижня частина фракціонуючого абсорбера АФ-1 працює як десорбер, а верхня – як абсорбер. Внизу апарату з каталізату виділяється газ С₁-С₄. Зверху абсорбера АФ-1 виводиться сухий газ С₁-С₂, який направляється в паливну мережу заводу, а знизу – нестабільний бензин, який через теплообмінник Т-2 направляється в стабілізаційну колону К-1. В колоні К-1 виділяється з бензину головка стабілізації, яка після охолодження в холодильнику Х-3, частково повертається в колону як гостре зрошення, а решта направляється на ГФУ або використовується як зріджене паливо для автомобілів. Нижній продукт колони К-1 – стабільний високооктановий бензин, частина його подається насосом Н-3 в абсорбер АФ-1, а решта виводиться з установки [1].

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

4. Будова і робота реактора, його технікна характеристика

Схема реактора установки каталітичного реформінгу наведена в додатку Б.

Реактор являє собою циліндричну вертикальну посудину з кульовими днищами. Корпус виготовлений з вуглецевої сталі. При температурі 525 ° С і тиску 2-4 МПа водень сприяє водневой корозії металу, що викликає його тріщини і здуття. Тому для теплоізоляції з середини металеву стінку реактора захищають футеровкою 3, товщиною 0,15 м з жаротривкого торкрет-бетону. Порушення футеровки призводить до перегріву і руйнування стінки реактора. Тому необхідно постійно контролювати за допомогою зовнішніх термопар температуру зовнішньої поверхні металу (повинна бути не більше 150 ° С). Для виготовлення корпусу і днища реактора застосовують сталь марки 09Г2ДТ зі спеціальною загартуванням поверхні апарату або сталь 12ХМ [9].

Реактор розрахований на пропускну здатність 600 тис. т / рік (близько 1800 т / добу), реактор має внутрішній діаметр корпусу 3 м і загальну висоту 9,4 м (разом зі штуцерами). В реакторі конструкції передбачений радіальний потік парів. З цією метою в нижній частині осьової паровивідної труби є отвори, а кінець її заглушений. У реактор поміщений перфорований стакан 5, з легованої сталі, внутрішня поверхня якого покрита двома шарами легованої сітки. Така ж сітка покриває зовнішню поверхню перфорованої частини осьової труби 6. Каталізатор завантажений в стакан 5 і зверху засипаний шаром порцелянових кульок 13. Потрапляючи через штуцер 7 пари сировини проходять кільцевий зазор між стінкою реактора і стаканом і, рухаючись в радіальному напрямку, виводяться з шару каталізатора через отвори по висоті осьової труби 6 і йдуть по штуцера 8 [3].

 

 

 

 

 

        5 Параметри контролю і регулювання на установці

Промисловий процес реформінгу проводять у середовищі водневмісного газу (65 - 90% об.) при таких умовах: температура – 470 - 530 ^оС, тиск – 1,5-2,0 МПа, об’ємна швидкість подачі сировини – 1,0-2,0 год ^–1, кратність циркуляції ВВГ – 900 - 1500 м³/м³.

Основними параметрами,  які впливають на показники роботи установки каталітичного  реформінгу є наступні: якість сировини, температура сировини на вході в  реактори, об’ємна швидкість подачі сировини, тиск і кратність циркуляції ВВГ.

На промислових  установках реформінгу контролюють  перепад температури по висоті реактора, перепад тиску на каталізаторі і  температуру стінок реактора.  5.1 Якість сировини

На показники  реформінгу великий вплив мають  вуглеводневий і фракційний склади сировини. Вихід каталізату і водневмісного газу, стабільність роботи каталізатора зростають при збільшенні у сировині нафтенових і ароматичних вуглеводнів. Гетероорганічні сполуки та олефінові вуглеводні знижують працездатність каталізатора, тому їх вилучають із сировини гідроочищенням. Щодо фракційного складу, то оптимальною є фракція 85 - 180^оС при одержанні високооктанового компоненту бензину. Фракцію п.к. – 85^оС переробляти недоцільно, так як при цьому збільшується вихід вуглеводневого газу за рахунок реакцій гідрокрекінгу. Помітного ж збільшення октанового числа бензину не проходить із-за відсутності у цій фракції нафтенів С₆. Кінець кипіння сировини обмежується тим, що  вище 180^оС у сировині містяться поліциклічні вуглеводні, які викликають інтенсивне закоксовування каталізатора і його дезактивацію, внаслідок чого зменшується тривалість міжрегенераційного періоду в роботі установки реформінгу. Вміст нафтенових і ароматичних вуглеводнів у сировині визначається аналізатором, а фракційний склад – розгонкою на апараті Енглера.

 

  5.2 Температура на вході в реактори

Температуру сировинно-водневої суміші на вході  в реактори встановлюють на початку  реакційного циклу на рівні, який забезпечує задану якість каталізату – октанове число або концентрацію ароматичних вуглеводнів. Звичайно, початкова температура знаходиться в межах 470-580^оС. По мірі закоксовування каталізатора, температуру сировини на вході в реактори підвищують, підтримуючи постійну якість каталізату. Зниження температури при інших рівних умовах призводить до збільшення виходу бензину, зниження виходу газів, зменшення коксоутворення, але водночас і до зменшення октанового числа бензину. При надмірному підвищенні температури посилюється коксоутворення на каталізаторі, а також збільшується вихід газів внаслідок проходження реакцій гідрокрекінгу. Температура сировини на вході в реактори регулюється подачею палива в трубчату піч, де підігрівається сировина.

5.3 Об’ємна швидкість подачі  сировини

Об’ємна швидкість подачі сировини – це відношення об’єму сировини, що подається  в реактор за одну годину до об’єму каталізатора, який знаходиться в  зоні реакції. Зазвичай, вона становить 1,0-2,0 год ^–1. Зменшення об’ємної швидкості сировини при інших рівних умовах дає той самий ефект, що і підвищення температури: зменшення виходу каталізату, підвищення його октанового числа, збільшення виходу газу та коксу. Дуже низькі об’ємні швидкості подачі сировини економічно невигідні, оскільки при цьому значно збільшуються розміри реакторів або зменшується продуктивність установки. Об’ємна швидкість сировини регулюється кількістю сировини, що подається на установку.

  5.4 Тиск в реакторах

Тиск  в реакторах залежить від типу каталізатора і складає 3-4 МПа для  алюмоплатинового каталізатора та 1,5-2,0 МПа для бі- і поліметалевих  каталізаторів. При підвищенні тиску різко знижується газо- та коксоутворення. Водночас, збільшення тиску сповільнює реакції ароматизації, що призводить до зниження октанового числа бензинів. Тиск в реакторах регулюється автоматично клапаном, який встановлюється на лінії виводу газоподібних продуктів із реакторів.

    5.6 Кратність циркуляції водневмісного газу

Кратність циркуляції ВВГ – це об’єм водневмісного  газу, що подається в реактор на одиницю об’єму сировини за нормальних умов. Кратність циркуляції ВВГ коливається в межах 900-1500 м³/м³. Розбавлення парів сировини воднем запобігає закоксовуванню каталізатора і сприяє збільшенню тривалості роботи каталізатора. З іншого боку, збільшення кратності циркуляції ВВГ пов’язане із зростанням енергетичних затрат на експлуатацію установки реформінгу. Кратність циркуляції ВВГ регулюється об’ємом ВВГ, що додається до сировини. 

     5.7 Перепад температури по висоті реактора

Температурний перепад по висоті реактора служить  характеристикою активності каталізатора. По мірі відпрацювання каталізатора, відкладенню коксу на ньому, зниженню концентрацію водню у циркулюючому ВВГ перепад температур по висоті реактора зменшується. Перепад температури підтримується в межах 10 ^оС і контролюється п’ятьма  термопарами.

   5.8 Перепад тиску на каталізаторі

На шарі каталізатора існує завжди перепад  тиску, який викликаний гідравлічним опором каталізатора. Зменшення або відсутність перепаду тиску свідчить про те, що в шарі каталізатора утворилися канали по яких рухаються пари сировинно-водневої суміші. Ця суміш проходить через каталізатор без суттєвої зміни структури, що є небажаним. Перепад тиску на каталізаторі контролюється дифманометром.

5.9 Температура стінок реактора

За допомогою  термопар проводиться постійний  контроль  температури стінок реактора. Це зв’язано з тим, що при температурі  вище 260 ^оС водень починає розчинятися у металі і змінює його структуру. Внаслідок цього матеріал стінок реактора втрачає свої початкові властивості і можливе утворення мікротріщин, через які проходить водневмісний газ [1].

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

6. Технологічний розрахунок реактора першої ступені
1. Вихідні дані

Прдуктивність реактора за сировиною кг/с; вуглеводневий склад, % мас.: ароматичних – 16, нафтенових – 33, парафінових – 51; температура на вході в реактор ; тиск в реакторі Р = 3,1 МПа; об’ємна швидкість подачі серовини ; кратність циркуляції водневмісного газу ; вміст водню в водневмісному газі 85 %; відносна густина сировини ; фракційний склад, : ; ; ; ; .

2. Розв’язок

Над платиновим каталізатором при реформінгу протікають наступні реакції:

перетворення нафтових вуглеводнів в ароматичні:

                                       (6.1)

перетворення  нафтових вуглеводнів в парафінові:

                                         (6.2)

гідрокрекінг нафтових вуглеводнів:

            (6.3)

гідрокрекінг парафінових вуглеводнів:

        (6.4)

де  n – число вуглеводних атомів в молекулі вуглеводню.

Для вказаних реакцій можна записати диференціальні рівняння, що описують зменшення  кількості  вуглеводню в результаті хімічних перетворень:

                                         (6.5)

                                         (6.6)

                                                            (6.7)

                                                            (6.8)

де , - частка нафтенових і парафінових вуглеводнів сировини, що піддалися хімічному перетворенню, кмоль/кмоль; -величина, зворотня до об'ємної швидкості подачі сировини, кг каталізатора / (кмоль / год) сировини; - парціальні тиску нафтенових, ароматичних, парафінових вуглеводнів і водню, Па; - константи швидкості реакції, кмоль/(годкг каталізатора); - константа хімічної рівноваги, ; - константа хімічної рівноваги, .

В таблиці 6.1 наведений склад водневмісного  газу.

Таблиця 6.1- Склад водневмісного газу

Компоненти
Вміст, % об.	85	5.9	3.7	2.8	1.6	1.0

 

У рівняннях (6.5) - (6.8) зменшення кількості вуглеводнів в сировині в результаті хімічних перетворень виражено в мольних частках, а склад сировини задано в масових частках. Для перерахунку складу сировини скористаємося формулою:

                                                  (6.9)

де - середня молекулярна маса сировини; - середня молекулярна масса    і - го компонента (фракції) сировини; - вміст i - го компонента в сировині в масових частках; - вміст i - го компонента в сировині в мольних частках.

Середню молекулярну массу сировини розраховуємо за формулою:

                                            (6.10)

де  – температура википання 50% бензину, К

 К

Тоді середня  молекулярна маса дорівнює:

 

Формули для  розрахунку середніх молекулярних мас вуглеводнів наведені в табл. 6.2

        Таблиця 6.2 - Формули для розрахунку середніх молекулярних мас вуглеводнів

Вуглеводні (компоненти)	Формула вуглеводня	Формула розрахунку середнх молекулярних мас вуглеводнів за вуглеводним  числом
Ароматичні Нафтенові Парафінові

 

Для розрахунку числа n використовуємо формулу:

                                               (6.11)

                                            (6.12)

 

Графічний розв’зок цього рівняння дає величину n=7.7 [5, с. 116].

Числове значення молекулярних масс вуглеводнів  дорівнює:

 

 

 

Склад сировини наведений в табл. 6.3.

Таблиця 6.3 - Склад сировини

Компоненти	Молекулярна маса, ,	Склад сировини
		,  масова частка	,  мольна частка
Сума	101.8 107.8 109.8 -	0.16 0.33 0.51 1.00	0.162 0.329 0,509 1.000