Каталитический крекинг

На сегодняшний день в  России эксплуатируются два поколения  установок каталитического крекинга, примерно одинаковых по соотношению  мощностей. Это установки с движущимся слоем шарикового катализатора и  с лифт реактором в кипящем  слое микросферического катализатора Выход бензиновой фракции в зависимости  от типа установки и перерабатываемого  сырья колеблется от 30 до 50% мас.

Одним из путей повышения эффективности работы установок каталитического крекинга является модификация сырья активирующими добавками и использование различных видов волновых воздействий. Кроме того, важен вопрос повышения октановой характеристики полученного при крекинге бензина.

В связи с этим, интенсификация процесса каталитического крекинга указанными способами, является актуальной задачей.

В условиях возрастающей потребности  в неэтилированных автобензинах, сырья для производства технического углерода и других нефтепродуктах с учетом определившейся тенденции к углублению переработки нефти роль процесса каталитического крекинга в производстве топлив и сырья для нефтехимии в нефтепереработке будет неуклонно возрастать. Для удовлетворения перспективной потребности в основных нефтепродуктах мощность процесса каталитического крекинга в перспективе должна в несколько раз превысить современную мощность процесса. Чтобы обеспечить такой прирост мощности, необходимо провести реконструкцию и модернизацию установок на действующих заводах, направленную на увеличение мощности и ужесточение режимов работы, а также осуществить строительство мощных совершенных установок на новых заводах. Развитие процесса будет осуществляться по мере дальнейшего совершенствования катализатора и технологии процесса, а также создания укрупненных комбинированных установок. [14]

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

Расчетная часть

 

1. Количество циркулирующего катализатора и расход водяного пара

Составить материальный баланс реактора.

Таблица 1.

Потоки	Молярная масса		Кол-во (т/час)	Состав
				% масс на сырье	% масс на загр. реактора
Входит:
Сырье			255	100	78,7
Циркулир. газойль			68,85	27	21,3
Всего:			323,85	127	100
Выходит:
газ	29,8		43,35	17,0	13,3
бензин	105		115	45,1	35,5
легкий газойль	200		41,31	16,2	12,8
тяжелый газойль	340		32,9	12,9	10,2
кокс			22,44	8,8	6,9
Итого:				100
циркулир. газойль	18		68,85	27	21,3
Всего:		323,85		127	100

 

При кратности циркуляции катализатора 6:1, кол-во циркулирующего катализатора будет равно:

G_k=R*G_c=n*G_c=6*255=1530(т/час)

G_c – производительность реактора по сырью (т/час)

Для регулирования плотности  смеси паров сырья с катализатором  в трансфертную линию подается водяной  пар в количестве 2-5% в пересчете  на сырье.

α_пт=5%

Тогда расход водяного пара для регулирования плотности смеси будет равен

G_n1=Gc*α_пт/100 (т/час)

G_n1=255*5/100=12,75 (т/час)

На катализаторе после регенерации остается кокс в количестве 0,2-0,5% мас. в пересчете на св. катализатор.

α_ок=0,3%

Количество остаточного  кокса (G_ок) будет равно

G_ок= G_к* α_ок/100 (т/час)

G_ок=1530*0.5/100=7.65 (т/час)

Количество закоксованного катализатора на выходе из реактора (Gзк)

G_зк=G_к+G_ок+G_кок (т/час)  G_кок- выход кокса

G_зк=1530+7,65+22,44=1560 (т/час)

На отпарку продуктов крекинга с закоксованного катализатора в зону отпарки подается 5 - 10кг. водяного пара на 1т. катализатора, q_у = 7кг.

Расход водяного пара на отпарку:

G_q1  = G_зк * q_у   (кг/час), где

G_зк – количество закоксованного катализатора на выходе из реактора

q_у – удельный расход водяного пара на отпарку закоксованного катализатора

G_q1  = 7 * 1560 = 10920 кг/час

1. Определение размера реактора

 Определяется состав  газа каталитического крекинга

Компонент	Молярная масса	Состав, %масс.	Выход, %масс. на сырье	Кол-во Gi кг/ч	Кол-во  Gi / Mi кмоль/ч
H2S H2 CH4 C2H4 C2H6 C3H6 C3H8 C4H8 C4H9	34 2 16 28 30 42 44 56 58	4,70 1,23 13,00 7,12 3,29 14,00 18,17 22,40 16,09	0,79 0,21 2,21 1,21 0,56 2,38 3,09 3,81 2,74	2037,5 533,2 5635,5 3086,5 1426,2 6069 7876,7 9710,4 6975	59,9 266,6 352,2 110,2 47,5 144,5 179 173,4 120,26
Всего:	310	100	17,0	43350	1453,6

 

Определяется объем паров, проходящих через свободное сечение  реактора:

, где

 температура  в реакторе (К), 485 °С  = 758 К

  стандартное давление, 0,1 МПа

  давление в реакторе, 0,2 МПа

 количество паров, проходящих  через свободное сечение реактора

Определяем среднюю молекулярную массу газа:

 

, где

Г, Б, ЛГ, ТГ, Гц – газ, бензин, легкий газойль, тяжелый газойль, циркулирующий  газ

Мг, Мб, Млг, Мтг, Мгц – молекулярные массы соответственно

G_n1 – количество водяного пара, подаваемого в трансферную линию (кг/ч)

G_q1 – количество водяного пара, подаваемого на отпарку закоксованного катализатора (кг/ч)

 

Для установок каталитического  крекинга с псевдоожиженным слоем катализатора средняя скорость движения газа в свободном сечении реактора принимается в интервале от 0,4 до0,89 м/с.

Площадь поперечного сечения  реактора:

S = V/3600*w (м²)

S = 45203.2/3600*0,4 = 31,4 м²

Диаметр реактора:

D = 1,128* (м)

D = 1,128* = 6,31 м

На существующих промышленных установках применяются реактора от 2,5 до 12 м.

Полная высота реактора

H_a = h + h₁ + h₂ + h₃ +h₄ +h₅ (м), где

h – высота псевдоожиженного слоя

h₁ – высота переходной зоны от псевдоожиженного слоя до зоны отпарки. Принимается в пределах от 6 до 8 м.

h₂ – зона отпарки

h₃ – высота сепарационной зоны

h₄ – высота циклона. Принимается равной 6 м.

h₅ – высота верхнего полушарового днища.

h₅ = 0,5*D

h₃= 5.95-w

h = V_p /S (м), где

V_p – объем реактора

V_p = G_кр/ р_пс , где

р_пс – плотность псевдоожиженного слоя катализатора (от 600 до 650 кг/м³)

G_кр – количество катализатора в реакционном пространстве

G_кр  = G¹ _с/n_q(кг/ч), где

G¹ _c – загрузка реактора (кг/ч)

n_q – массовая скорость подачи сырья (ч^-1). Принимается от 2 до 2,5

G¹_c = G_с + G_цг (кг/ч), где

G_с – количество свежего сырья, поступившего в реактор (кг/ч)

G_цг – количество циркулирующего газойля, поступившего в реактор (кг/ч)

Высота псевдоожиженного слоя в промышленных реакторах составляет 4,5 – 7 м.

Расчеты:

G¹_с = 255000 + 68850 = 323850 кг/ч

G_кр = 323850/2,5 = 129540 кг/ч

V_p = 129540/650 = 199.3 м³

h = 199.3/31.4 = 6.3 м

 

Высота переходной зоны

h₁ = h¹ + h_к , где

h¹ - высота цилиндрической части переходной зоны

h_к – высота ее конической части

Расчет десорбера

Площадь поперечного сечения  десорбера:

S_q = V_q/3600*w_q, (м²) где

V_q – объем паров, проходящих через свободное сечение десорбера (м³/ч)

W_д – линейная скорость паров в расчете на полное сечение десорбера (0,3-0,9м/с)

, где

Т_р – температура в реакторе, К

Р_bq – давление в верхней части десорбера, Мпа

Р₀ – стандартное давление, Мпа

, где

количество паров углеводородов, уносимых с катализатора в десорбер (кг/ч)

 средняя молярная масса  уносимых паров у.в.

= 29,82 кг/моль

  y_п* G_зк (кг/ч), где

y_n – весовая доля у.в. паров, переносимых с потоком уходящего закоксованного катализатора

y_п = (р_к – р_пс )/ р_к * р_пс * р_п , где

р_к – плотность катализатора, р_к = 2400 кг/м³

р_п – плотность абсорбированных паров у.в. и газообразных продуктов в условиях температуры и давления верхней части десорбера

р_п = р_по *Т_о * р_qв / Т_в * р_о , где

Т_о и Т_в – температура стандартная и верхней части десорбера

р_по – плотность абсорбированных у.в. и газообразных продуктов при н. у.

р_по = М_r / 22,4 = 29,82/22,4 = 1, 33 кг/м³

Р_qв = Р_р + ((h + h₁ )* р_пс )*10^-5 МПа

Р_qв = 0,2 + ((6,34 + 7)*650) *10^-5 = 0,28 МПа

  р_п = 1,33*273*0,28/0,1*758 = 1,03 кг/м³

y_п = (2400-650)*1,03/2400*650 = 0,001

G_п = 0,001*1560 = 1560 кг/час

= 1557.03/29,82 + 10899210/18 = 605563.8 кМоль/ч

S_q = 13136,56/3600*0,9 = 4,05 м²

D_д = 1,128*

Dд = 1,128* = 2,26

Высота конической зоны:

h_к = (D_р – D_д )/2

h_к = (6,31 – 2,26)/2 = 2 м

h¹ = h₁ + h_к

h¹ = 7 – 2 = 5 м

h₂ = V_q*T/S_q, где

Т – время нахождения сырья в реакторе (2-4с)

Т = 3/3600 = 0,0008 ч

h₂ = 13136*0,0008/4.05 = 2.6 м

h₃ = 5,95*0,4 = 2,38 м

Высота цилиндрической части  корпуса равна:

H_ц = h + h₁ + h₂ + h₃ +h₄

H_ц = 5,4 + 7 + 2,38 + 6 = 21.68 м

h₅ = 0.5*6.31=3.15

H_а = h + h₁ + h₂ + h₃ +h₄ +h₅

H_а = 6.3 + 7 + 2.6 + 2,38 + 6 + 3.15 = 27.43 м

Соотношение высоты цилиндрической части к диаметру: