Расчет реактора каталитического крекинга

Размещено на http://www.allbest.ru/

Содержание

Введение

1. Общая часть

1.1 Назначение аппарата и его место в технологической схеме каталитического крекинга

1.2 Выбор и описание конструкции аппарата реактора

1.3 Параметры крекинга

2. Расчетная часть

2.2 Содержание расчета

2.2.1 Материальный баланс реактора

2.2.2 Количество циркулирующего катализатора и расход водного пара

2.2.3 Тепловой баланс реактора

2.2.4 Определение размеров реактора

Список использованных источников



Введение

Целевое назначение процесса - получение высокооктановых компонентов автобензинов и жирного газа (особенно пропилена) из вакуумных газойлей или их смесей с остатками атмосферной и вакуумной перегонок.

В процессе каталитического крекинга целевым продуктом является бензиновая фракция с высоким октановым числом. Бензин каталитического крекинга имеет хорошие антидетонационные характеристики. Октановое число бензина с к.к. = 195єС (по моторному методу) равно 80-85.

Но кроме бензина в этом процессе получаются еще и углеводородный газ, легкий газойль (фракция 195-350єС), тяжелый газойль и кокс. Кокс откладывается на катализаторе и сжигается при регенерации катализатора. Количество и качество получаемых продуктов, а также количество образующегося кокса зависит как от качества сырья, так и от параметров процесса.

Бутан-бутиленовая фракция каталитического крекинга служит сырьем процесса алкилирования для получения - высококачественного компонента бензинов. Пропан- пропиленовую и этан-этиленовую фракции газа используют как сырье для процессов органического синтеза. Получаемые при крекинге газойли применяют как компоненты дизельного топлива после облагораживания, как сырье для установок термокрекинга и получения техуглерода.



1.Общая часть

1.1 Назначение аппарата и его место в технологической схеме каталитического крекинга

Сырье насосом Н-1 через теплообменник Т-1, Т-2, Т-3, Т-4 подается в печь П-1. нагретое сырье смешивается с циркулирующим газойлем, поступающим с низа ректификационной колонны. Смесь сырья и рециркулята подается в подъемный стояк катализаторопровода, по которому катализатор, сырье и рециркулят поднимаются в реактор Р-1. Процесс каталитического крекирования начинается еще в стоянке и заканчивается в кипящем слое реактора.

Пары продуктов реакции и водяной пар, подаваемый в отпарную зону реактора, уходит через верхний штуцер реактора и поступают в нижнюю часть ректификационной колонны К-1. С верха колонны К-1 газ, пары бензина и водяные пары поступают в конденсатор - холодильник ХК-1, а оттуда после конденсации - в сепаратор С-1, где разделяются на водяной слой, бензиновый слой и газ. Газ компрессором ПК-1 подается на газофракционирование, а бензин насосом Н-2 частично направляется на орошение верха колонны К-1, а балансовое количество - на стабилизацию. Боковые погоны колонны К-1 (фракции 195-350°С и >350°С) поступает в соответствующие отпарные секции колонны К-2, где отпариваются водяным паром. Фракция 195 -350єС забирается насосом Н-3, охлаждается в сырьевом теплообменнике Т-1, холодильники Х-1 и выводятся с установки. Фракция больше 350єС забирается насосом Н-4, охлаждается в сырьевом теплообменнике Т-3 и холодильнике Х-2 и также выводятся с установки. С низа К-1 насосом Н-5 в реактор Р-1 откачивается шлам - тяжелый газойль со взвешенной в нем катализаторной пылью.

Катализатор из кипящего слоя реактора медленно опускается в отпарную зону, куда подается водяной пар. Нефтяные пары, адсорбированные поверхностью катализатора, удаляются с помощью водяного пара. Далее катализатор поступает в катализаторопровод и спускается в узел смешения с воздухом. Воздушный поток поднимает катализатор в регенератор Р-2 по восходящей линии катализаторопровода. Основная часть воздуха для выжига кокса подается непосредственно в регенератор помимо пневмоподъемника. В змеевики регенератора подводятся водяной пар для съема избыточного тепла. Дымовые газы, образовавшиеся при выжиге кокса, поступают в котел-утилизатор А-1, отдают свое тепло и направляются в электрофильтр А-2 для улавливания катализаторной пыли, после чего выбрасываются в атмосферу. Для подогрева воздуха под давлением применяется топка П-2.

1.2 Выбор и описание конструкции аппарата реактора

Конструкция реакционного аппарата определяется типом проводимого химического процесса и применяемым катализатором. Вместе с тем однотипные по конструкции аппараты могут быть применяться для различных процессов. Реакторы бывают двух типов: реактор установки каталитического крекинга с движущимся шариковым катализатором и реактор каталитического крекинга с псевдоожиженным слоем катализатора. Реактор каталитического крекинга с псевдоожиженным слоем катализатора. Реактор имеет цилиндрический корпус с верхним полушаровым и нижним коническим днищами. В зависимости от производительности диаметр аппарата может достигать 12 м при высоте цилиндрической части корпуса 10-16 м. Изнутри в ряде случае корпус покрывают теплозащитной футеровкой. Реактор имеет следующие основные зоны: зону ввода и распределения сырья и катализатора, реакционную зону, зону размещения циклонов и зону отпарки.

Смесь сырья и катализатора поступает в реактор под распределительное устройство - решетку с отверстиями диаметром до 50 мм, равномерно распределенными по ее площади. Относительная площадь отверстий обычно равна 2-5% площади решетки.

Реакционная зона обычно не имеет каких-либо внутренних устройств. В отдельных случаях по высоте слоя устанавливают решетки с большим свободным сечением, которые уменьшают перемешивание катализатора по высоте слоя и обеспечивают более равномерное пребывание реагентов в зоне реакции. В отстойной зоне оседают частицы катализатора, вынесенные из слоя. Высота отстойной зоны обычно составляет 4,5 м.

В верхней части аппарата установлены одно- или двухступенчатые циклоны, в которых улавливаются мелкие частицы катализатора. Уловленные в циклонах частицы по стоякам, погруженным в кипящий слой, вновь возвращаются в нижнюю часть кипящего слоя. Нижние концы стояков снабжены клапанами-захлопками, которые открываются под давлением слоя катализатора в стояке и предотвращают прорыв паров в циклон. Внутреннюю поверхность циклонов для защиты от эрозии покрывают слоем износостойкого бетона.

В отпарной зоне устанавливают несколько рядов каскадных тарелок, на которых обеспечивается контакт отработанного катализатора с водяным паром.

Применение высокоактивных цеолитных катализаторов позволило значительно сократить время реакции, что позволило значительно сократить время реакции, что привело и к видоизменению конструкции реактора. Реактор имеет диаметр верхней части 8,0 м, средней (десорбера) 4,5 м и нижней (ствола) 1,4 м. Общая высота аппарата равна 55м. Корпус изнутри футерован слоем жаростойкого торкрет-бетона.

Сырье и катализатор поступают в нижнюю часть ствола. Сюда же вводится водяной пар для частичной аэрации катализатора. Смесь катализатора, сырья и водяного пара движется вверх по стволу и поступает под газораспределительную решетку. Отсюда катализатор и частично прореагировавшее сырье попадают в зону форсированного кипящего слоя.

В верхней части аппарата установлены четыре блока двухступенчатых циклонов диаметром 1,4 м. Изнутри циклоны футерованы слоем бетона для защиты от эрозии. Уловленный в циклонах катализатор по стоякам возвращается в псевдоожиженный слой. Из зоны псевдоожиженного слоя катализатор попадает в десорбер, где отпаривается водяным паром.

1.3 Параметры крекинга

Основными параметрами процесса каталитического крекинга являются температура, давление, время контакта паров сырья с катализатором, определяемое объемной скоростью, и кратность циркуляции катализатора (при работе с движущимся катализатором).

Температура

В интервале температур 753-763К образование бензиновых и дизельных фракций протекает достаточно быстро. С ростом температуры увеличивается и глубина превращения сырья. Повышение температуры до 783-823К ведет к значительному газо- и коксообразованию и к снижению выхода бензина.

Давление

Процесс каталитического крекинга проводят под небольшим избыточным давлением 0,14-0,18 Мпа. При этом реакции крекинга происходят в паровой фазе. Повышение давления приводит к тому, что наиболее тяжелые продукты реакции переходят в жидкое состояние, медленно покидают поверхность катализатора и вовлекаются во вторичные реакции уплотнения, вследствие чего увеличивается интенсивность коксообразования.

Объемная скорость

Время контакта сырья и катализатора определяется объемной скоростью-отношением расхода жидкого сырья к объему катализатора, занимающего реакционную зону. Для пылевидного катализатора применяют величину весовой скорости подачи сырья, определяют аналогично объемной.

Чем выше объемная скорость, тем ниже глубина превращения. Повышение объемной скорости может быть скомпенсировано более высокой активностью катализатора, а также ростом температуры. При равных температуре и активности катализатора уменьшение объемной скорости приводит к увеличению глубины превращения. Очень низкие объемные скорости невыгодны с экономической точки зрения, так как в этом в этом случае приходится значительно увеличивать объемы реакционной аппаратуры.

Кратность циркуляции катализатора

Промышленные процессы каталитического крекинга осуществляются как на неподвижном, так и на непрерывно циркулирующем катализаторе. В последнем случае большое влияние на процесс оказывает соотношение количеств катализатора и сырья, подаваемых в реактор. Увеличение кратности циркуляции ведет к сокращению продолжительности пребывания катализатора в зоне реакции. Количество кокса на каждой частице уменьшается. Средняя активность катализатора возрастает, а это способствует увеличению глубины превращения, т.е. повышению выхода газа, бензина и кокса. В целом абсолютное количество кокса возрастает, но он откладывается на большем числе частиц.

Тепловой эффект

Тепловой эффект каталитического крекинга является суммой тепловых эффектов отдельных реакций процесса и зависит от глубины превращения. При глубине превращения от 40 до 70% тепловой эффект отрицателен и составляет примерно от -66 до -50 ккал/кг сырья.

каталитический крекинг технологический реактор



2. Расчетная часть

2.1 Исходные данные для проектирования

2.1.1 Сырье - фракция Чераульской нефти

2.1.2 Производительность - 290 т/ч

2.1.3 Число рабочих дней

2.1.4 Рабочие условия: количество циркулирующего газойля 28% на сырье; глубина превращения 85%; температура 768 К, кратность циркуляции катализатора 7:1

2.2 Содержание расчета

2.2.1 Материальный баланс реактора

Таблица 1

Характеристика сырья и продуктов

Показатели	Сырье	Продукты крекинга
	Вакуумный дистилят	Рециркулирующий газойль	Бензин	Каталитический газойль
				легкий	тяжелый
Относительная плотность:	0,9139	0,8776	0,7923	0,8633	0,9139
	0,9170	0,8810	0,7962	0,8667	0,9170
Пределы выкипания, к	350-500 623-773 К	195-500 468-773 К	40-195 313-468К	195-350 468-623К	350-500 623-773К
Молекулярная масса	359,4	261,7	150,9	235,6	359,4
Средняя молекулярная температура кипения, К

(вакуумный дистилят)

(рециркулирующий газойль)

(бензин)

(легкий газойль)

(тяжелый газойль)

Глубина превращения 0,85%

Выход бензина 56%

Выход кокса 13,5%

Выход газа 17,7%

Таблица 2

Статьи	%	т/ч	кг/с
Взято: 1. Вакуумный газойль 2. Рециркулят	100 30	280 84	76,9 23
Итого:	130	364	100
Получено: 1. Газ 2. Бензин 3. Легкий Газойль 4. Тяжелый Газойль 5. Кокс Рециркулят	17,7 46,8 14,3 14,2 7 30	49,6 131, 40, 39,6 19,6 84	13,6 36 11 10,9 5,4 23
Итого:	130	364	100

2.2.2 Количество циркулирующего катализатора и расход водяного пара

Определяем количество катализатора:

G=GR (1) =280т/ч = 1960000 кг/ч



Расход водяного пара 4 %

G_n1=G_c0,04 (2) т/ч=11200 кг/ч

G_o.k= (3) =т/ч=7840000 кг/ч.

Выход кокса 19,6 т/ч=19600 кг/ч.

Количество закоксованного катализатора.

GGG_o.k+19600 =1960000+7840+19600=1987440 кг/ч= 1987,44 т/ч

Принимаем расход пара на отпарку 1т закоксованного катализатора 7кг.

Расход водяного пара:

GG_з.к кг/ч

2.2.3 Тепловой баланс реактора

Таблица 3

Тепловой баланс реактора

Обознач. потока	фаза	Температура К	Расход Кг/ч	Кг/с	I, кДж/кг	Кол-во тепла
Приход Qc Qy1 Qk1 Qп1 Qд1 Qо.к	Ж Ж ТВ П П П	Тс 561 873 873 783 873	280000 84000 1960000 11200 13912 7840	77,8 23,3 544,4 3,1 3,9 2,1	q 655,8 678 1500	15068 372240 10012 3012 14180
Итого:	-	-	-	-	-	Q+414512
Расход Qг Qб Qл.г Qт.г Qк2 Qк Qу2 Qп2 Qд2 Qр Qп	П П П П ТВ ТВ П П П - принимаем	768 К 768 К 768 К 768 К 768 К 768 К 768 К 768 К 768 К 768 К -	49560 131040 40040 39760 1960000 27440 84000 11200 13912 28000 -	13,8 36,4 11,1 11 544,4 7,62 23,3 3,1 3,86 77,8 -	1281,6 559,4 1242,5 -	15400 54835 6356 16548 307380 10791 36123 9329 13958 14241 815
Итого:	-	-	-	-	-	485786

Q

q

TК;

1-е=10

1-е=10

Т=768-161=607

сырье подается в узел смешения в жидком состоянии

2.2.4 Определение размеров реактора

Площадь поперечного сечения реактора равна:

S = , где

v - объем паров, проходящий через свободное сечение реактора, м/ч;

w - допустимая скорость паров в свободном сечение реактора, м/с

V=;

где количество паровой смеси в реакторе кмоль/ч;

T - температура в реакторе, К;

П - абсолютное давление в реакторе над псевдоожиженном слоем, принимаем 0,210Па.

М=

(6)

Тогда:

Диаметр реактора:

(7)

Полная высота реактора:

H - высота псевдоожиженного слоя, м;

h1 - высота переходной зоны от псевдоожиженного слоя до зоны отпарки;

h2 - высота сепарационной зоны;

h4 - часть высоты аппарата, занятая циклонами; м;

h₅ - высота верхнего полушарового днища равна 0,5 Д = 3,75 м

(8)

Где Vp - объем реакционного пространства;

(9)

где G_kp- количество катализатора в реакционное пространство реактора;

gnc - плотность псевдоожиженного слоя.

(10)

G?с- загрузка реактора, кг/ч; ng- массовая скорость подачи сырья ч?№, примем ng = 2,3ч?№.

Тогда:

Примем высоту h1= 7м.

Площадь поперечного сечения десорбера

(11)

где Vg - объем паров, проходящий через свободное сечение десорбера;

wg - линейная скорость паров в расчете на полное сечение десорбера.

Количество паровой смеси в десорбере равно:

(12)

Gn - количество паров углеводородор., уносимых с катализатора в десорбер, кг/ч;

Mn - средняя молекулярная масса уносимых паров углеводорода;

Gg1 - количество водяного пара, подаваемого в десорбер, кг/ч.

(13)

Yn - доля углеводородных паров, переносимых с потоком катализатора;

(14)

Gn = 2400 кг/ч.

П_b=П+(h+h₁)Чg_n.cЧg (15)

А величина:

Примем wg=0,74м/с.

Диаметр десорбера:

(16)

Диаметр реактора = 7,1

(17)

(18)

(19) =0,4+4,75+5,07+6=16,22м

Вывод: Диаметр реактора составил 7,8м, а высота 6,7 м.

Список использованных источников

1. Молоканов Ю.К.; Процессы и аппараты нефтегазопереработки. М.: Химия. 1987, с. 368.

2. Нефти СССР (справочник) Том I. Нефти северных районов европейской части СССР и Урала. Издательство Химия, М., 1971 г. с.504.

3. Рудин М.Г., Драбкин А.Е. Краткий справочник нефтепереработчика. - Л.: Химия, 1980. - 328с.:ил.

4. Кузнецов А.А; Кагерманов С.И.; Судаков Е.Н; Расчеты процессов и аппаратов нефтеперерабатывающей промышленности. Л: Химия. 1974.с.344.

Размещено на Allbest.ru