Проект комбинированной установки ГК-3 Южно-Балыкской нефти

Размещено на http://www.allbest.ru/

Размещено на http://www.allbest.ru/

МИНИСТЕРСТВО ОБРАЗОВАНИЯ И НАУКИ РОССИЙСКОЙ ФЕДЕРАЦИИ

ФЕДЕРАЛЬНОЕ ГОСУДАРСТВЕННОЕ БЮДЖЕТНОЕ ОБРАЗОВАТЕЛЬНОЕ УЧРЕЖДЕНИЕ ВЫСШЕГО ПРОФЕССИОНАЛЬНОГО ОБРАЗОВАНИЯ

«ТЮМЕНСКИЙ ГОСУДАРСТВЕННЫЙ НЕФТЕГАЗОВЫЙ УНИВЕРСИТЕТ»

Тема курсового проекта:

«Проект комбинированной установки ГК-3 Южно-Балыкской (Бх, валанжин) нефти»

Выполнил:

Фесун З.Р.

Проверил:

Скворцова Е.Н.

г. Тюмень, 2013

Содержание

Введение

1. Процесс каталитического крекинга

1.1 Назначение процесса

1.2 Сырье и продукция

2. Факторы, влияющие на эффективность процесса

2.1 Химизм и термодинамика процесса

2.2 Катализаторы каталитического реформинга

2.3 Основы управления процессом риформинга

2.4 Температурный режим процесса и распределение объема катализатора по реакторам

2.5 Кратность циркуляции водородсодержащего газа.

2.6 Объемная скорость подачи сырья

3. Схема каталитического риформинга со стационарным слоем катализатора

Заключение

Литература

Введение

Одной из основных направлений технического прогресса нефтеперерабатывающей и нефтехимической промышленности - строительство высокопроизводительных комбинированных установок. Разновидностью комбинированных установок является установка ЛК-6у, в состав комбинированной установки ЛК-6у входят:

- блок двухступенчатого обессоливания сырой нефти горизонтальных электродегидратора;

- блок двухколонной атмосферной перегонки нефти и стабилизации и фракционирования бензинов;

-блок каталитического риформинга бензина с предварительной гидроочисткой сырья;

- секции гидроочистки керосина и дизельного топлива;

- блок газофракционирования.

В блоке газофракционирования предусмотрено единое централизованное деэтанизация головных фракций, поступающих после стабилизации продуктов из всех секций установки; в этом блоке вырабатывается сухой газ, пропановая, изо-бутановая и эн-бутановая фракции, а также фракции С₅ и выше.

На установке ЛК -6у вырабатывают продукты высокого качества: компонент автобензина с октановым числом 90-95 (исследовательский метод), гидроочищенный керосин, малосернистое дизельное топливо с содержанием серы менее 0,2 % (масс.), мазут.

Основная цель компоновки аппаратуры и оборудования - это технологическая целесообразность и компактность. На установках ЛК-6 у все компрессоры для сжатия циркуляционных водородсодержащих газов секций риформинга и гидроочистки расположены в одном здании - компрессорной. Электрооборудование находится в двух электрораспределительных помещениях.

При размещении аппаратуры и оборудования внутри секции при расположении последних на площадке кроме технологических особенностей учитывают возможность проведения строительных и монтажных работ индустриальными методами и возможность подъезда на время ремонта и замены оборудования кранов и механизмов.

Группа трубчатых печей обслуживается общей дымовой трубой, что позволяет создать мощный блок утилизации избыточного тепла отходящих газов и обеспечить большую степень их рассеивания.

По данным Ленгипронефтехима, в результате комбинирования процесса на установках ЛК-6у удельные капитальные вложения снижаются на 11-12%, стоимость переработки нефти на 9-10%, прибыль возрастает на 6%, а производительность труда на 45-50%, территория установки сокращается более чем в два раза.

Вместе с тем более сложная эксплуатация технологических блоков предъявляет и более жесткие требования к надежной и бесперебойной работы аппаратов и оборудования, часть которого монтируется без резерва.

Изменена схема газофракционирования: из смеси легких углеводородов выделяется этан-пропановая фракция с последующим разделением ее на фракции сухого газа и пропана. Такое решение позволило повысить температуру конденсации верхнего продукта этановой колонны до 30-35 ⁰С (против 5 ⁰С на установке ЛК-6у), при давлении 3,0-3,5 Мпа. В результате для конденсации верхнего продукта в зимнее время можно использовать оборотную воду, в летнее время захоложенную воду с температурой 7 ⁰С.

Основные преимущества комбинированных установок:

- сокращенные сроки строительства в связи с уменьшением строительно-монтажных работ;

- меньшая длина дорогостоящих коммуникаций (технологические трубопроводы, кабели, трассы контроля и автоматики);

- меньшая территория установки;

- централизация управления всеми технологическими процессами (из одного помещения);

- размещения однотипного оборудования и специальных помещений;

- более низкие затраты на сооружение общезаводских объектов; резервуарных парков, сетей водопровода, канализации, автодорог и т.д.;

- более высокая производительность труда.

Поточная схема комбинированной установки ЛК-6у.

Схема соединения колонн в блоке газофракционирования установки ЛК-6у.

Колонны: 1 - деэтанизатор; 2 - выделение смеси пропана и бутанов; 3 - депропанизатор; 4 - деизобутанизатор.

Схема соединения колонн в блоке газофракционирования одной из новых комбинированных установок.

Колонны: 1 - выделение этана и пропана; 2 - деэтанизатор; 3 - дебутанизатор; 4 - выделение изобутана.

1. Процесс каталитического риформинга

1.1 Назначение процесса

Получение высокооктанового компонента автомобильных бензинов, ароматизированного концентрата для производства индивидуальных ароматических углеводородов и технического водорода в результате каталитических превращений бензиновых фракций первичного и вторичного происхождения.

1.2 Сырье и продукция

Важное значение имеет получение в процессе дешевого водородсодержащего газов для использования в других гидрокаталитических процессов.

Бензиновые фракции большинства нефтей содержат 60….70% парафиновых, 10% ароматических и 20…30% пяти и шести членных нафтеновых углеводородов. Среди парафиновых преобладают углеводороды нормального строения и моно-метил замещённые их изомеры. Нафтены представлены преимущественно алкилгамологами циклогексана и циклопентана ароматические - алкилбензолами. Такой состав имеет низкое октановое число прямогонного бензина, не превышающего 50 пунктов (по ММ).

Помимо прямогонных бензинов как сырье каталитического риформинга используют бензины вторичных процессов - коксование и термического крекинга после глубокого гидрооблагораживания, также гидрокрекинга.

Выход прямогонных бензинов относительно не велик (около 15-20% на нефть). Часть бензинов используется и для других целей (сырье пиролиза, производство водорода, получение растворителей и т.д.) поэтому общий объем сырья, перерабатываемого на установках каталитического реформинга, не превышает обычно потенциального содержания бензиновых фракций в нефтях.

Продукция:

1) углеводородный газ содержит в основном метан, этан, а также пропан, служит топливом нефтезаводских печей;

2) головка стабилизации (углеводороды С₃-С₄ или С₃-С₅) - применяется как бытовой газ или сырье газофракционирующих установок;

3) катализат - используется в качестве компонента автомобильных бензинов или сырья установок экстракции ароматических углеводородов; ниже приводится характеристика катализатов, полученных реформированием фракций 62-105⁰С (I), 62-140⁰С(II), 85-180⁰С(III) в жестком режиме.

4) водород содержащий газ содержит 75-85% (об.) водорода, используется в процессе гидроочистки, гидрокрекинга, изомеризации, и гидродеалкилирования.

2. Факторы, влияющие на эффективность процесса

2.1 Химизм и термодинамика процесса

Целевыми, в процессах каталитического риформинга являются реакции образования ароматических углеводородов за счет:

1) дегидрирование шестичленных цикланов;

2) дегидроизомериции циклопентанов;

3) дегидроциклизации парафиновых.

В процессе параллельно протекают нежелательные реакции гидрокрекинга с образованием как низко-, так и высоко-молекулярных углеводородов, а также продуктов уплотнения -кокса, откладывающегося на поверхности катализаторов.

Наиболее важной реакцией реформинга, ведущей к образованию ароматических углеводородов из нафтенов и парафинов, идут с поглощением тепла, реакции изомеризации нафтенов и парафинов имеют тепловой эффект, близкий к нулю, а реакция гидрокрекинга экзотермичны.

В условиях каталитического риформинга наиболее легко и быстро протекают реакции дегидрирования гамологов циклогексана. Относительно этой реакции скорость ароматизации из пятичленных нафтенов примерно на порядок ниже. Медленной реакцией ароматизации является дегидроциклизация парафинов, скорость которой на два порядка ниже.

Превращение нафтеновых и парафиновфх углеводородов в ароматические - обратимые реакции, протекающей с увеличением объема и поглощением тепла. Следовательно по правилу

Ле-Шателье, равновесная глубина ароматизации увеличивается с ростом температуры и понижением парциального давления водорода. Однако промышленные процессы риформинга вынужденно осуществляют либо при повышенном давлении с целью подавления реакций коксообразований (при этом снижение равновесной глубины ароматизации компенсирует повышением температуры) либо с непрерывной регенерации катализатора при пониженном давлении.

2.2 Катализаторы каталитического реформинга

Процесс каталитического риформинга осуществляют на бифункциональных катализаторах, сочетающих кислотную и гидрирующую - дегидрирующую функции.

Кислотную функцию в промышленных катализаторах риформинга выполняет носитель, в качестве которого используют оксид алюминия. Для усиления и регулирования кислотной функции носителя в состав катализатора вводят галоген фтор и хлор. В настоящее время применяют только хлорсодержащие катализаторы. Содержание хлора составляет от 0,4 …0,5 до 2,0% масс.

Бифункциональный механизм доказан в использовании катализаторов, содержащих только кислотные центры или только металлические центры, которые оказались малоактивные а их механическая смесь достаточно активна. Благодаря бифункциональному катализу удается преобразовать углеводородный состав исходного бензина и повысить его октановую характеристику на 40….50 пунктов.

Промышленностью вырабатывается три типа катализаторов риформинга:

- монометаллические (АП-56и АП-64);

- биметаллические (КР-101 и КР-102);

- полиметаллические (КР-104, КР-106, КР-108 и платино -эрионитовый СГ-ЗП).

2.3 Основы управления процессом риформинга

В качестве сырья риформинга определяется фракционным и химическим составом бензина.

Фракционный состав сырья выбирают в зависимости целевого назначения процесса. Если процесс проводит с целью получения индивидуальных ароматических углеводородов, то для получения бензола, толуола и ксилолов используют фракции содержащие углеводороды С6(62…85 ⁰С), С7(85…105 ⁰С) и С8(105…140 ⁰С). А для получения высокооктанового бензина, сырьем служит фракция 85…180 ⁰С, соответствующим углеводородам С₇-С₁₀.

С увеличением молярной массы фракции ее температура кипения выход реформата постепенно возрастает, что особенно заметно при жестких условиях процесса (495 ⁰С). Только при риформинге фракции 120…140 и 140…180 ⁰С выход реформата практически одинаков. Аналогичная зависимость от фракционного состава и молекулярной массы фракций наблюдается и по входу ароматических углеводородов и по октановому числу реформата.

2.4 Температурный режим процесса и распределение объема катализатора по реакторам

Поскольку процесс рифомироравния сильно эндотермичен, его осуществляют в каскаде из трех четырех реакторов с промежуточным подогревом сырья. В первом походу сырья реакторе проходит эндотермическая реакция дегедрирования нафтенов. В последнем реакторе протекают эндотермические реакции дегидроциклизации и достаточно интенсивно экзотермические реакции гидрокрекинга парафинов. В первом реакторе имеет место наибольший (30…50 ⁰С), а в последнем наименьший перепад (градиент) температур между входом в реактор и выходом из него. Высокий температурный градиент головных реакторов риформинга можно понизить, если ограничить глубину протекающих в них реакций ароматизации. Это может быть достигнуто при заданном температурном режиме только уменьшением времени контакта сырья с катализатором, то есть объема катализатора в них. В этой связи на промышленных установках риформинга головной реактор имеет наименьший объем катализатора, а хвостовой наибольший. Для трехреакторного блока распределение объема катализатора по ступеням составляет от 1:2:4 до1:3:7 (в зависимости от химического состава сырья и целевого назначения процесса), а для четырехреакторного оно может быть, например 1:1,5:2,5:5.

Давление - основной, наряду с температурой, регулируемый параметр, оказывающий существенное влияние на выход и качество продукта риформинга.

С понижением парциального давления водорода возрастает как термоденамически, так и кинетически возможная глубина ароматизации сырья, повышается селективность превращений парафиновых углеводородов,

поскольку снижение давления благоприятствует протеканию реакции ароматизации и тормозит реакцию гидрокрекинга.

Однако при снижении давления процесса увеличивается скорость дезактивации V_d3 катализатора за счет его закоксовывания (объем d3 определяется как скорость подъема температуры нагрева сырья на входе в реакторы, обеспечивающая постоянство качества катализата). При давлении 3-4 МПа коксообразование подавляется в такой степени, что установки реформинга со стационарным слоем катализатора могут работать без его регенерации более одного года. Применение би- и полиметаллических катализаторов позволяет проведение процесса при 1,5-2,0 МПа без регенерации в течении одного года.

2.5 Кратность циркуляции водородсодержащего газа

Этот параметр определяется как отношение объема циркулирующего водородсодержащего газа (ВСГ), приведенного к нормальным условиям (0,4;0,1 МПа), к объему сырья проходящего через реакторы в единицу времени (м^3/м³).

Учитывая, что в циркулирующем ВСГ концентрация водорода изменяется в широких пределах от 65 до 90% (иногда моль водорода на моль углерода сырья). Связь между мольным отношением водород: сырье (М_ОТ) и кратностью циркуляции ВСГ (К_ВСГ) выражается следующей формулой:

М_от = 4,46*10^-4К_ВСГс_Н2М_сIp,

где С_Н2- концентрация (% мольн.) водорода в ВСГ;

М_с и р - соответственно средняя мольная масса (кг/моль) и плотность (кг/м³) сырья (К_ВСГ = 20 М_от).

С наибольшей скоростью дезактивации катализатора происходит в последнем реакторе в следствие высокого содержания в реакционной среде ароматических углеводородов и более жесткого режима реформинга. Что бы выровнять закоксовывание катализатора по реакторам, на некоторых моделях установок рифоминга в последний реактор подают дополнительно часть ВСГ, в результате отношение водород: сырье составляет на входе в первый реактор (3….5):1, а в последний (9…12):1.

2.6 Объемная скорость подачи сырья

Объемная скорость подачи сырья влияет на процесс риформинга как параметр, обратный времени контакта сырья с катализатором. В соответствии с закономерностями химической кинетики с увеличением объемной скорости сырья снижается глубина реакции ароматизиции и более значительно реакции гидрокрекинга парафинов. При этом понизится выход продуктов гидрокрекинга - легких углеводородных газов и кокса на катализаторе. Ароматические углеводороды образовываются за счет реакций дегидрирования нафтенов.

В результате повышения объемной скорости подачи сырья приводит:

- к увеличению выхода реформата, но с пониженным октановым числом и меньшим содержанием ароматических углеводородов;

- снижению выхода ВСГ с более высокой концентрацией водорода;

- повышению селективности процесса и удлинению продолжительности межрегенирационного цикла.

С другой стороны, при снижении объемной скорости сырья симбатно снижается производительность установок реформинга по сырью.

Оптимальное значение объемной скорости устанавливают с учетом качества сырья реформинга, жесткости процесса и стабильности катализатора. Обычно объемная скорость процессах реформирования бензина составляет 1,5….2,0 ч^-1.

3. Схема каталитического риформинга со стационарным слоем катализатора

Схема каталитического риформинга со стационарным слоем катализатора.

1 - сырье

2 - газ

3 - головка стабилизации

4 - катализат риформинга

5 - водородсодержащий газ

6 - сероводород

Схема циркуляции катализатора на установке риформинга с движущимся слоем катализатора.

I, II - линии пневмотранспорта;

III - газ для транспорта катализатора в регенератор;

IV - газ для транспорта катализатора в реактор.

Технологическая схема установки каталитического риформинга со стационарным слоем катализатора.

Установка каталитического риформинга подразделяются по способу осуществления окислительной регенерации катализатора:

а) установки со стационарным слоем, где регенерация проводится один два раза в год и связана с установкой производства;

б) установки с короткими межрегенерационными циклами, где регенерация катализатора проводится по переменно в каждом реакторе без остановки процесс;

в) установки с движущимся слоем катализатора, где регенерация проводится в специальном аппарате.

Для обеспечения необходимой подготовки сырья в состав установок каталитического рифоминга включается блок гидроочистки.

Сырье смешивается с циркулирующим водородсодержащим газом гидроочистки и избыточным газом риформинга. Полученная смесь после нагрева в теплообменнике Т-1 и печи П-1 поступает в реактор гидроочистки Р-1. Смесь газа и гидроочищенного бензина, выходящая из Р-1, отдает свое тепло в кипятильники Т-3, теплообменники Т-1 и холодильники Х-1, а затем переходит в сепаратор С-1, где из гидрогенизата выделяется газ, поступающий на очистку от сероводорода. Очищенный газ делится на два потока, один из которых циркуляционным компрессором ПК-1 подается на смешение с сырьем, а другой выводится с установки. Жидкая фаза, выходящая из С-1, представляет собой гидроочищенный бензин, содержащий растворенный сероводород, углеводородные газы и воду. Для отправки сероводорода, воды и газов предназначается колонна К-1. Стабильный гидрогенизат с низа К-1 через теплообменник Т-2 направляется на смешение с циркулирующим водородом блока платформинга. В блоке платформинга смесь водорода и гидрогенизата сначала нагревается в теплообменниках Т-4 и в перовой секции печи П-2, затем последовательно проходит реактор Р-2, вторую секцию печи П-2, реактор Р-3, третью секцию печи П-2, реактор Р-4. Из реактора Р-4 газопродуктовая смесь направляется в теплообменники Т-4 и холодильник Х-2, а затем в сепаратор высокого давления С-3, где отделяется водородсодержащий газ. Большая часть водородсодержащего газа поступает на смешение с гидрогенизатом, а избыток подается в блок гидроочистки. Жидкий продукт из сепаратора С-3 переходит в сепаратор низкого давления С-4, в котором из катализата выделяется углеводородный газ. Затем платформат поступает в блок стабилизации бензина, состоящий из фракционирующего абсорбера К-2 и стабилизатора К-3. С верха колонны К-2 уходит сухой газ, с верха стабилизатора К-3-головка стабилизации. Остатком колонны К-3 является стабильный бензин.

Наиболее сложным узлом установок с движущимся слоем катализатора является система циркуляции и регенерации катализатора. Реакторы первой - третей ступеней Р-1, Р-2, Р-3 расположены друг над другом и катализатор по системе переточных труб проходит через все три реактора. Реактор четвертой ступени Р-4 расположен отдельно. Из Р-3 и Р-4 наиболее закоксованный катализатор через систему затворов, предназначены для того, чтобы предотвратить контакт кислорода и водорода, по линиям пневмотранспорта подается на регенерацию в регенератор Р-5. Из регенератора Р-5 катализатор с системой пневмотранспорта возвращается в реакторы первой и четвертой ступеней.

Достоинство установок с движущимся слоем катализатора - возможность поддерживать низкий уровень содержания кокса на катализаторе. Режим установок каталитического риформинга зависит от типа катализатора, назначения установки типа сырья.

Продукты процесса и их характеристика.

В качестве сырья каталитического риформинга применяют бензиновые фракции с началом кипения 600 С и выше и концом кипения не выше 1800С. Бензины с началом кипения ниже 600 С нет смысла подвергать реформированию, так как во фракции начало кипения 600 С не содержится ни цикланов ни алканов, способных превратится в ароматические углеводороды, а есть только углеводороды с числом атомов углерода менее 6, превращающиеся в углеводородный газ. Это балластные фракции, повышающие нагрузку установки, увеличивающие выход газа, причем на газообразование расходуется водород.

Утяжеление фракционного состава сырья выше 1800 С приводит к большим отложением кокса на катализаторе, что сокращает срок службы в реакции.

В зависимости от назначения установки применяют бензиновые фракции с различными пределами выкипания. Для получения высокооктанового бензина используют фракцию 85-1800 С и фракцию 105-1800С; для получения индивидуальных углеводородов: бензола (60-850 С), толуола (85-1050 С), ксилолов (105-1400 С), псевдокумола, дурола, изодурола (130-1650 С).

При производстве высокооктановых бензинов, особенно с октановым числом 95-100, каталитическому, риформингу целесообразней подвергать сырье утяжеленного фракционного состава с начальной температурой 1050 С, так как это позволяет увеличить выход бензина риформинга с одновременным увеличением выхода водорода.

Углеводородный состав сырья оказывает влияние на выход бензина риформинга и содержания в нем ароматических углеводородов, а так же на выход водорода в процессе риформинга и на тепловой эффект реакции. Чем больше цикланов и ароматических углеводородов содержится в сырье, тем выше выход бензина риформинга.

Содержание индивидуальных ароматических углеводородов во фракциях 122-145 ⁰С.

Материальный баланс АТ (теоретический).

Статьи баланса	Выход на нефть
	%, масс	тыс.т./ год	тыс/сут.	кг/ч
Приход: Нефть Салымская	100	6000	17142,8	714286
Всего:	100	6000	17142,8	714286
Расход:
1) Газ (до С4)	1,56	93,6	267,4	11143
2) Бензин фр.(28-1800С)	22,52	1351,2	3860,6	160857
3) Керосиновая фр.(180-2400С)	10,77	646,2	1846,3	76929
4) Бензиновая фр.(240-3500С)	17,23	1033,8	2953,7	123071
5) Мазут (›3500С)	47,92	2875,2	8214,9	342286
Всего:	100	6000	17142,8	714286

Материальный баланс ВПБ

Статьи баланса	Выход на нефть
	%, масс.	тыс.т./ год	тыс/сут	кг/ч
Приход:
Бензиновая фр. (28-1800С)	22,5	1350	3857,1	160714
Всего:	22,5	1350	3857,1	160714
Расход:
1. Бензиновая фр. (28-620С)	4,6	276	788,6	32857
2. Бензиновая фр.(62-850С)	2,7	162	462,9	19286
3. Бензиновая фр. (85-1800С)	15,2	912	2605,7	108571
Всего:	22,5	1350	3857,1	160714

Материальный баланс каталитического риформинга (КР).

Статьи баланса	Выход
	% масс	тыс.т./ год	т/сут	кг/ч
	на нефть	на КР
Приход:
Бензиновые фр. (85-1800С)	15,2	100	912	2605,7	108571
Расход:
1. Углеводородный газ	1,15	7,4	67,5	192,8	8034
2. Газ стабилизации	0,68	4,5	41,0	117,3	4886
3. Катализат	12,5	82,3	750,6	2144,5	89354
4.ВСГ	0,88	5,8	52,9	151,1	6297
Всего:	15,2	100	912	2605,7	108571

Процесс каталитического риформинга протекает с большим поглощением теплоты, что требует промежуточного подвода. В связи с этим весь реакционный объем делится несколько обособленных зон и ступеней. Чаще всего применяется трехступенчатая система, состоящая из 3-х последовательно соединенных реакторов. Иногда на последней ступени вместо одного устанавливают два параллельно работающих реактора. Тепловой баланс обычно составляют для каждого реактора, или ступени, чтобы определить температуру газопродуктивной смеси на выходе.

Примем температуру на выходе из реактора 495 єС, и для этой температуры решим уравнение теплового баланса. Поправку определим к энтальпии по графику через приведенную температуру

и давление. Подсчитывая сумму У x_iI_iⁿ, под компонентами продуктов реакции понимают сухой газ, пропан-бутановую фракцию и бензин катализат. Энтальпию сухого газа определяют по его теплоемкости.

Удельный тепловой эффект процесса зависит от углеводородного состава сырья. Для нефтяного сырья он находится в пределах от 410-585 к Дж/кг, для парафиного от 210- 295 к Дж/кг* сырья.

Температуру продуктовой смеси на входе из реактора обычно определяют методом подбора, т.е. последовательно задаются

Различными значениями температур и решают уравнение до тех пор, пока приходная и расходная части баланса не будут равны.

Для сырья на выходе в реактор:

Ткр.=310 єС (по графику)

Тпр.=510+273/310+273=1,3

С₁¹⁵=с₄²⁰+5а 5а=0,00415

с₄²⁰=0,7550 г/см³

С₁₅¹⁵=0,7590 г/см³

Зависимость между молярной массой и с выражаем формулой Крэга:

М =44,29* С₁₅¹⁵/1,03- С₁₅¹⁵

М=44,29*0,7590/1,03-0,7590=124,1 кг/ моль

Рпр.=3,5/2,8=1,25

? IМ/ Ткр.=20 ?I =20*783/124,1=126,19 Кдж/кг

?I=I^п ₄₅₀=1622,43-126,19=1496,24 Кдж/кг

Для сырья на выходе из реактора:

Тпр.=440+273/583= 1,22

Рпр.=3,5/2,8=1,25

? IМ/ Ткр.=8 ?I=8*713/124,1=45,96 Кдж/кг

Iп ₄₄₀=1392,49-45,96=1346,5 Кдж/кг

Определим энтальпию катализата:

с₄²⁰=0,7970 г/см³ (бензиновой фракции)

С₁₅¹⁵=с₄²⁰+5а

С₁₅¹⁵=0,7970+0,00389=0,8009г/см³

М =44,29* С₁₅¹⁵/1,03- С₁₅¹⁵

М=44,29*0,8009/1,03-0,8009=154,2 кг/ моль

Ткр.= 310єС (по графику)

? IМ/ Ткр.=16 ?I=16*583/154,2=60,5 Кдж/кг

I^п ₄₄₀=994,53-60,5=934 Кдж/кг

Энтальпия пропан-бутановой фракции задана 1780 кДж/кг

Энтальпия всего газа подсчитывается как произведение средней теплоемкости на температуру. Теплоемкость Н₂ примем 14,21 кДж/(кг*К)

Получим по графику значение теплоемкостей в кДж/(кг*К) физико-химической характеристики газов:

СН₄=2,8 кДж/(кг*К) С₂Н₆=1,67 кДж/(кг*К) С₃Н₈=1,57 кДж/(кг*К)

Средняя теплоемкость сухого газа с учетом массовых долей компонентов. Н2=86, СН₄=4, С₂Н₆=5, С₃Н₈=3

С_С.Г.=0,86*14,21+2,18*0,04+1,67*0,05+1,57*0,0З=12,44 кДж/(кг*К)

Энтальпия сухого газа:

I^п ₄₄₀=12,44*440=5473,6 Кдж/кг

Для упрощения расчета среднюю теплоемкость ВСГ определим используя найденное тепло емкости компонентов. Теплоемкость водорода примем 14,21 кДж/(кг*К),остальные найдем по графику.

Циркулирующего газа:

Н₂=43,4%, СН₄=27,8%, С₂Н₆=19,3%, С₃Н₈=9,5%

С в.г.= 0,434*14,21+0,28*0,04+0,193*0,05*0,095*0,03=6,19 кДж/(кг*К)

Найдем среднюю молярную массу ВСГ:

Мср.= 1/0,434/2+0.278/16+0,193/30+0,095/44=4,1

И его плотность: с_г=4,1/22,4=0,183 г/см³

С ц.г.=30,16*755*0,183/ 748= 5,57кг/с

с₄²⁰=0,7480 г/см³ (бензиновой фракции)

Тепловой баланс, например, для первого реактора можно записать в виде:

?_с Iⁿ_t1+ ? _ц.г. С_вг(t1-t2) = (1-?) ?_с I_nt₂+ ? ?_с У x _jI/i_I^п+ ? ?_с*q `_p

где ?_с - массовый расход сырья, кг/с;

Iⁿ_t1-I_nt² - энтальпия паров сырья при температуре на входе(t1) и выходе (t2) из реактора Дж/кг;

? _ц.г - массовый расход циркулирующего ВСГ, кг/с;

С_вг - средняя теплоемкость ВСГ, Дж/(кг/к)

? - глубина превращения сырья в реакторе, массовые доли;

x_i I_iⁿ - массовые доли и энтальпия отдельных компонентов продуктов реакции;

q^,_p- тепловой эффект реакции, Дж/кг.

Подставляя заданные и найденные величины в уравнение получим:

30,16*1496,24*10³+5,57*6,19(510-440)* 10³=0,48*30,16*1471,13*10³+0,52*30,16(0,074*5473,6+0,045*1780)* 10³ +0,52*30,16*410*10³

Ф_вх=47195,3*10³Вт; Ф_ВЫХ=47248,78Вт

Разность между тепловыми потоками в приходной (Ф_вх) и расходной (Ф_ВЫХ) частично баланса незначительна, поэтому можно считать, что температура на выходе из реактора соответствует принятой.

Определим геометрические размеры реакторов риформинга.

Реакторы каталитического риформинга работают последовательно, промежуточный подвод сырья и отвод продуктов реакции отсутствует. Через все реакторы проходит одинаковое количество сырья циркулирующего водородсодержащего газа. Исходя из этого, придерживаются следующей последовательности расчета. Находим объем катализатора (V к.р.м³) в реакторе, с учетом что объемная скорость равна 1,5, далее по формуле:

V к.р.=108571/(1,5*797) =90,82 м³ с₄²⁰=0,7970 г/см3 (бензиновой фракции)

Определяем суммарный объемный расход смеси сырья,и циркулирующего газа (?_см,м³/с)

G_см= G_n+ Gц

Где Gn- объемный расход паров сырья.

V=22,4Т/273* 0,101/Р zУC_i/ M_i

Коэффициент сжимаемости z=0,9

G_n =22,4*783*0,101*108571*0,9/273*3,5*124,1*3600=0,4 м³/с

Коэффициент сжимаемости Н2=1, Таким образом его можно принять и для ВСГ. Объемный расход газа ВСГ определится:

G_ц.г.=108571*755*783*0,101/797*273*3,5*3600=2,4 м³/с

Суммарно:

G`<sub>см</sub>= G`_n + G`_цг

G_см= 0,4+2,4=2,8м3/с

Площадь сечения реактора при линейной скорости газосырьевой смеси 0,4 м/с. Определяем площадь сечения:

S = G`_см/V(м²)

S=2,8/0,4=7 м²

Его диаметр:

D=1,128v7=3м

Общая высота катализаторного слоя:

h_k =Vk*p/S

h_k=90,82/7=13 м

Высота слоя катализатора в третьем реакторе:

h_k = 0,55* h_k

h_k = 0,55* 13= 7,2 м

Общая высота реактора (Н, м) включая высоту его циркулирующей части (высота слоя катализатора) увеличена в 1,5 раза и двух полушар. единиц.

Полная высота в третьем реакторе:

Н=1,5*k+D

где D - диаметр реактора, м.

H= 1,5*7,2+3=14 м

Высота первого и второго реакторов принимается равной высоте третьего.

Заключение

Процесс каталитического риформинга осуществляют при сравнительно высокой температуре и среднем давлении, в среде водородсодержащего газа.

Каталитический риформинг проходит в среде газа с большим содержанием водорода (70-80% об.). Назначение процесса каталитического риформинга, а также требования, предъявляемые к целевому продукту, требует гибкой эксплуатации установки. Необходимое качество продуктов достигается путем подбора сырья, катализатора и технологического режима.

Эти факторы должны быть положены в основу заданий на проектирование или реконструкцию установки каталитического риформинга.

В курсовом проекте были рассчитаны материальный баланс, тепловой баланс, размеры реакторов: высота реактора и диаметр реактора.

крекинг каталитический реактор углеводород

Литература

1. Альбом технологических схем процессов переработки нефти и газа /Под ред. Б.И. Бондаренко. М.: Химия, 1983. - 123с.

2. Сарданашвили А.Г., Львова А.И. Примеры и задачи по технологии переработки нефти и газа. - 2-е изд.-М., Химия, 1980. - 256с.

3. Трушкова Л.В. Курс лекций по дисциплине «Химическая технология природных энергоносителей и углеродных материалов»: учебное пособие Тюмень:ТюмГНГУ, 2010. - 63с.

4. Справочник нефтепереработчика: Справочник/ Под. Ред. Г,А. Ластовкина, Е.Д. Радченко. - Л.: Химия, 1986. - 648с.

5. Эмирджанов Р.Т., Лемберанский Р.А. основы технологических расчетов в нефтепереработке и нефтехимии: Учебное пособие для вузов.- М.: Химия, 1989. - 192с.

6. Суханов В.П. Каталитические процессы в нефтепереработке. - М.: Химия, 1973. - 416с.

Размещено на Allbest.ru

...