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

     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 до90%(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 = 20М_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.

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.

4. Продукты процесса и их характеристика.

В качестве сырья  каталитического риформинга применяют бензиновые фракции с началом кипения 60⁰С и выше и концом кипения не выше 180⁰С. Бензины с началом кипения ниже 60⁰С нет смысла подвергать реформированию, так как во фракции начало кипения 60⁰С 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 180⁰С 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 -180⁰С и фракцию 105-180⁰С; для получения индивидуальных углеводородов: бензола (60-85⁰С), толуола (85-105⁰С), ксилолов (105-140⁰С), псевдокумола, дурола, изодурола (130-165⁰С).

       При производстве высокооктановых бензинов, особенно с октановым числом 95-100, каталитическому, риформингу целесообразней подвергать сырье утяжеленного фракционного состава с начальной температурой 105⁰С, 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 122-145⁰С.

Температура отбора,0С	Выход (на нефть), %		Ρ204	Содержание  серы,%		Содержание  углеводородов, %
								Парафиновых
						Аромати- ческих	Нафтеновых	Всего		Нормаль- ного строения	Изострое- ния
62-85	2,2		0,6870	0		2	18	80		45,5		34,5
62-105	5,2		0,7025	0		3,5	21	75,5		40,5		35
85-105	3,0		0,7149	0		5	24	71		36		35
85-120	4,6		0,7232	0		5,5	26	68,5		34		34,5
85-180	15,8		0,7550	0		12	24	64		29		35
105-120	1,6		0,7312	0		7	28,5	64,5		32		32,5
105-140	5,6		0,7418	0		9,5	26,5	64		30		34
120-140	4,0		0,7475	Следы		10,5	25,5	64		29,5		34,5
140-180	7,2	0,7731		››	16		21	63	26,5		36,5

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

        

  

 

Материальный  баланс АТ (теоритический).

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