Алгоритм управления процессом каталитического риформинга

Размещено на http://www.allbest.ru/

АЛГОРИТМ УПРАВЛЕНИЯ ПРОЦЕССОМ КАТАЛИТИЧЕСКОГО РИФОРМИНГА

риформинг нефтеперерабатывающий промышленность

ШУРА И.А., СОТНИКОВ В.В., СИБАРОВ Д.А.

Herein is presented some particularities for riforming process in the petroleum refining industry. On its basis has been suggested a control algorithm for regulating temperature, that consists of catalyst activity, evaluation octane level and could to prognosis mix group composition.

Процесс каталитического риформинга широко используется в нефтепереработке для получения высокооктановых бензинов из низкооктанового сырья. Качество его функционирования обуславливается многими факторами, влияние основных из которых можно описать на основе математической модели, разработанной в рамках настоящего исследования.

Задачей системы управления рассматриваемого процесса является выбор управляющих воздействий для достижения заданного качества и объёма выпуска целевого продукта. Эффективность процесса риформинга зависит от качества функционирования соответствующей системы управления, учитывающей основные особенности управляемого объекта, к которым относятся: состав исходного сырья, активность используемого катализатора, температура на входах и её перепад на выходе реакторов, и другие [1].

От активности катализатора зависит селективность процесса и, следовательно, выход стабильного катализата и его качество (октановое число). Чем выше активность катализатора, тем выше скорость полезных реакций и в меньшей степени идут реакции гидрокрекинга [2]. При большой активности можно вести процесс в более мягких условиях: ниже температура, больше объёмная скорость [2]. В процессе управления риформингом также необходимо учитывать вид сырья: нафтеновое или парафиновое [1].

К выходными параметрами риформинга, по которым оценивается качество процесса, относятся:

1. Отбор стабильного катализата (в %масс. на сырьё).

2. Качество катализата (ОЧ).

3. Состав водородсодержащего газа (ВСГ) - его количество и содержание в нём водорода.

4. Перепад температур по реакторам.

Повышенное содержание водорода в ВСГ говорит об активном протекании реакций ароматизации, низкое содержание водорода - о большой доле реакций гидрокрекинга, в результате которых расходуется водород. Большой перепад температур по реакторам говорит о протекании эндотермических реакций, таких как ароматизация нафтеновых и дегидроциклизация парафинов. Снижение перепада температур на выходе из реакторов обуславливается снижением скорости полезных реакций и увеличением доли экзотермических реакций гидрокрекинга.

Отбор стабильного катализата определяется, в основном, процессом гидрокрекинга - чем больше доля гидрокрекинга, тем меньше отбор стабильного катализата из-за повышенного газообразования, из чего следует необходимость снижения доли гидрокрекинга за счёт повышения давления, снижения температуры на входах в реакторы.

Качество катализата тем выше, чем выше содержание ароматических углеводородов в катализате. Для повышения реакций ароматизации необходимо повысить температуру и снизить давление, что также плохо отразится на качестве катализатора из-за увеличения коксообразования [2].

Исходя из вышесказанного и на основании химизма процесса, можно отметить, что для улучшения качества катализата входную температуру надо делать максимальной, а давление минимальным, тем самым повышая содержание ароматики в катализате. А для сохранения качества катализатора и увеличения отбора стабильного продукта необходимо вести более «мягкий» режим. Таким образом, следует поддерживать баланс между качеством и отбором стабильного катализата и технологическим режимом, влияющим на активность катализатора.

Такие технологические параметры, как температура, давление, расход, соотношение «водород: сырьё» измеряются и используются в процессе функционирования системы управления, в то время как активность катализатора (его дезактивация в течение межрегенерационного пробега) и качественный и количественный состав сырья в процессе управления не контролируются. Уровень активности катализатора невозможно измерить, его можно оценить по качеству катализата, а анализ состава сырья проводится раз в сутки в лаборатории. Групповой состав сырья можно спрогнозировать по скорости изменения перепадов температур на выходе из реакторов. Если в течение некоторого небольшого времени наблюдалось значительное изменение перепада температур относительно рассчитанных по модели, то можно сказать с достаточной степенью уверенности, что это изменение произошло из-за изменения состава сырья, т.к. активность катализатора быстро не изменяется. Можно предположить, что скорость изменения перепада температур вследствие падения активности пропорциональна самому значению активности, в качестве которой можно использовать нормированный показатель [0..1], который стоит перед предэкспонентой в уравнении скорости реакций, т.е. для заданного сырья чем больше активность, тем больше перепад, т.к. больше селективность процесса. Следовательно, чем быстрее падает активность катализатора ввиду ухудшения качества сырья, либо ввиду слишком «жёсткого» режима, тем больше скорость уменьшения перепада температур на выходе реакторов.

Как было отмечено выше, стратегия управления будет зависеть от выбранного сырья и от качества катализатора. Сырьё по соотношению компонентов можно разделить на парафиновое и нафтеновое в соответствии с предлагаемым коэффициентом Ks:

Ks = N% масс / P% масс ,

где N% масс - содержание нафтенов, %масс.;

P% масс - содержание парафинов, %масс.

Сырьё считается нафтеновым, если значение Ks ? 0.6, и парафиновым, если Ks < 0.6 .

Условно можно сказать, что значения Ks находятся в диапазоне [0.3 ; 1.4]. Этот диапазон принят на основании предположения, что минимальное содержание нафтенов в сырье для получения качественного бензина не должно быть меньше 20%, а содержание нафтенов больше 50% маловероятно.

Поскольку основным управляющим параметром является температура входа в реактор, необходимо в зависимости от вида сырья и активности катализатора выбрать рациональный температурный режим, заключающийся в повышении температуры входа каждого последующего реактора.

Согласно известным регламентам разница температур между первой и третьей ступенью не должна превышать 10 градусов. Также по регламенту температура входа в реактор должна быть в диапазоне 460-530°С в зависимости от требуемого качества и выхода продукта.

При падении активности катализатора более, чем на 30% возникает необходимость регенерации. Таким образом, выражение для расчёта входной температуры в реактор должно учитывать состав сырья и активность катализатора. Т.е. при максимальной активности катализатора и при максимальном значении Ks температура входа должна быть минимальной - 460°С. Соответственно при наименьшей активности катализатора и наименьшем соотношении Ks температура должна быть не больше максимальной - 530°С.

Обозначим размах изменения Ks сиволом RKs:

RKs = Ksmax - Ksmin = 1.4 - 0.3 = 1.1

Размах изменения температуры входа обозначим через RT, тогда:

RT = Tmax - Tmin = 530 - 460 = 70°С

Размах изменения активности катализатора обозначим RCa:

RCa = Camax - Camin = 1 - 0.7 = 0.3 ,

где 1 - максимальная активность;

0.7 - минимально допустимая активность.

На основании этого можно записать следующее выражение для расчёта входной температуры в реактор:

где Tmin - минимальная температура входа в реактор;

Tmax - максимальная температура входа в реактор;

MIN - функция, выбирающая минимальное из 2-х значений;

Ca - текущая активность катализатора;

ДT - максимальное изменение температуры входа, обусловленное изменением состава сырья (выбирается эмпирически);

Ks - текущее значение коэффициента Ks.

На выходе из каждого реактора по математической модели рассчитываются значения концентраций компонентов и, следовательно, для каждого реактора можно рассчитать температуру входа.

Т.к. от первой ступени к последней «жёсткость» режима увеличивается ввиду повышенной температуры и большего времени контакта, то в последнем реакторе отложение кокса идёт более интенсивно, чем в первом, следовательно, активность катализатора следует оценивать для каждого реактора отдельно, что также будет учитываться при расчёте температуры входа в реактор.

На выходе каждого реактора измеряется перепад температуры:

ДT = Tвх - Твых ,

где Tвх - температура смеси на входе в реактор;

Твых - температура смеси на выходе из реактора.

На основании данных о перепаде температуры рассчитывается скорость изменения перепада d(ДT)/dt, и если эта скорость превышает некоторое значение е, предполагается, что изменился состав сырья.

На основании экспериментальных данных и с использованием математической модели процесса можно построить таблицу соответствия для данных условий (активности катализатора, распределении катализатора по реакторам, данным технологическим параметрам), которая связывает состав сырья и возможный перепад температур на реакторе. По этим данным рассчитывается новый состав сырья и в соответствии с результатом выбирается новое управляющее воздействие. Учитывая всё вышесказанное, предлагаемый алгоритм управления процессом риформинга может быть представлен в следующем виде:

1. Ввод исходных данных: состав сырья - Сiвх, активность катализатора - Ca, расход сырья - Gсм, расход ВСГ - Gвсг, концентрация водорода в ВСГ - CH2, распределение катализатора по реакторам - Vкат, температуры входа в реакторы - Твх.

2. Расчёт Ks на основании Ci для 1-го реактора.

3. Расчёт Tвх на основании Ks и активности катализатора Ca для

4. 1-го реактора.

5. Расчёт выходных концентраций и температур в процессе превращений по ММ риформинга для 1-го реактора.

6. Расчёт перепада температур на первом реакторе по данным с ОУ и по расчету ММ 1-го реактора.

7. Если разница перепадов температур с ОУ и с ММ больше е, перейти к пункту 7, иначе к пункту 9.

8. Корректировка ММ 1-го реактора.

9. Перейти к пункту 4.

10. Расчёт активности катализатора 1-го реактора.

11. Расчёт Ks на основании Ci для 2-го реактора.

12. Расчёт Tвх на основании Ks и активности катализатора Ca для

13. 2-го реактора.

14. Расчёт выходных концентраций и температур в процессе превращений по ММ риформинга для 2-го реактора.

15. Расчёт перепада температур на втором реакторе по данным с ОУ и по расчету ММ 2-го реактора.

16. Если разница перепадов температур с ОУ и с ММ больше е, перейти к пункту 15, иначе к пункту 17.

17. Корректировка ММ 2-го реактора.

18. Перейти к пункту 12.

19. Расчёт активности катализатора.

20. Расчёт Ks на основании Ci для 3-го реактора.

21. Расчёт Tвх на основании Ks и активности катализатора Ca для

22. 3-го реактора.

23. Расчёт выходных концентраций и температур в процессе превращений по ММ риформинга для 3-го реактора.

24. Расчёт перепада температур на третьем реакторе по данным с ОУ и по расчету ММ 3-го реактора.

25. Если разница перепадов температур с ОУ и с ММ больше е, перейти к пункту 23, иначе к пункту 25.

26. Корректировка ММ 3-го реактора.

27. Перейти к пункту 20.

28. Расчёт активности катализатора 3-го реактора.

29. Расчёт ОЧ.

30. Расчёт выхода стабильного катализата.

31. Если ОЧ меньше заданного, перейти к пункту 14, иначе к пункту 15.

32. Расчёт корректирующей температуры.

33. Если температура входа в один из реакторов с учётом корректирующей температуры больше регламентной, перейти к пункту 31, иначе к пункту 32.

34. Сообщить о необходимости регенерации катализатора и остановить процесс.

35. Перейти к пункту 2.

Таким образом, предложенный алгоритм управления, учитывающий вышеперечисленные особенности процесса и использующий математическую модель, позволяет реализовывать управление риформингом на основе:

§ расчётного значения октанового числа по математической модели;

§ учёта активности катализатора (по предлагаемой методике);

§ прогноза группового состава по математической модели, перепаду температур на выходах реакторов и вида сырья.

ЛИТЕРАТУРА

1. Жоров, Ю.М. Моделирование физико-химических процессов в нефтепереработке и нефтехимии [Текст] / Ю.М. Жоров. - М.: Химия, 1978. - 376 с.

2. Андреевский, В.В. Моделирование, исследование и управление процессом вторичной переработки нефти [Текст]: монография/ В.В. Андреевский, В.В. Кашмет, Н.В. Лисицын [и др.]. - Ленинград: Академия наук СССР редколлегия «Журнала прикладной химии», 1983. - 171с.

Размещено на Allbest.ru