Расчет материального баланса установки

Содержание

Введение………………………………………………………………3

1. ТЕОРЕТИЧЕСКАЯ ЧАСТЬ   …………………………………......5

1.1 Теоретические основы каталитического риформинга

      со стационарным слоем катализатора  ………………………....5

1.2 Катализаторы и механизм их каталитического

      действия…………………………………………………………..10

1.3 Промышленные установки каталитического

      риформинга ……………………………………………………...14

2. РАСЧЕТНАЯ ЧАСТЬ …………………………………………… 17

2.1 Описание установки каталитического риформинга

      со стационарным слоем катализатора ………………………....17

2.2 Расчет материального баланса установки  …………………......20

Заключение  …………………………………………………………..23

Список использованных источников и литературы  ………………25

Введение

Топливно-энергетический комплекс – один из крупнейших народнохозяйственных комплексов страны.

В настоящее время ТЭК является одним из наиболее устойчиво работающих секторов экономики, надежно обеспечивающих потребности населения и народного хозяйства в топливно-энергетических ресурсах. Однако общие экономические трудности, сопровождающие переход нашей страны к рыночной экономике, затронули и ТЭК. По сравнению с максимальным уровнем, достигнутым в начале 90-х годов, добыча нефти в 1999 г. упала на 48 %, производство энергии – более чем на 22 %, переработка нефти – более чем на 40 %.

Следствием этого явилось заметное уменьшение доли России в общемировом объеме переработки нефти. При снижении количества перерабатываемой нефти в России за эти годы на 80-90 млн т/год объем экспорта нефти в дальнее зарубежье возрос на 51,5 млн т, а нефтепродуктов – на 17,5 млн т.

С начала 1990-х годов объем производства моторных топлив снизился почти на 50 млн т, смазочных масел и битума – в 2 раза, электродного кокса, ароматических углеводородов и серной кислоты – на 55 %, парафинов и сырья для сажи – более чем на 80 %.

За этот же период резко уменьшилось использование действующих мощностей основных процессов переработки нефти: первичных – с 92 до 58 %, вторичных – с 82 до 60 %, улучшающих качество моторных топлив – с 70 до 52 %, производства масел – с 85 до 44 %. В 1999 г. объем переработки нефти стабилизировался на уровне 168 млн т, при этом загрузка НПЗ сырьем составила в среднем по отрасли 60 %.

Программа реконструкции и модернизации НПЗ, утвержденная в рамках Федеральной целевой программы «Топливо и энергия» Постановлением Правительства от 06.03.96 г. № 263, предусматривает разработку основных направлений дальнейшего развития нефтеперерабатывающей отрасли на период до 2010 г., обеспечивающих:

- повышение глубины переработки нефти до 82-85 %, повышение качества нефтепродуктов, в том числе прекращение выработки, производство всего объема дизельного топлива с содержанием серы не более 0,2 %;

- оптимизацию размещения мощностей по переработке нефти с учетом строительства новых мощностей и совершенствования транспортных систем нефтепродуктов;

- увеличение производства сырья для развития нефтехимического комплекса;

- осуществление мер по коренному оздоровлению экологической обстановки в районах действия предприятий, снижение загрязнения окружающей среды и энергозатрат на переработку нефти.

В связи с трудностями реализации намеченных планов, разработана новая редакция «Энергетической стратегии России на период до 2020 года», согласно которой основные задания по углублению переработки нефти сдвигается на 10 лет: предлагается обеспечить повышение глубины переработки нефти до 75 % к 2010 г. и 85 % - к 2020 г. Соответственно на 10 лет вперед переносится и достижение других намеченных показателей. 

          1. ТЕОРЕТИЧЕСКАЯ ЧАСТЬ.

1.1 Теоретические основы каталитического риформинга.

Каталитический риформинг (от английского catalytic reforming от reform – переделывать, улучшать) – процесс переработки бензиновых фракций с целью получения высокооктановых  бензинов и ароматических углеводородов (бензола, толуола, ксилолов). Побочным продуктом  процесса является водородсодержащий газ, который широко используется в процессе очистки нефтяных дистилляторов.

Сущность механизма процесса состоит в реформировании бензиновых фракций, содержащих нафтеновые и  парафиновые углеводороды, в продукты богатые ароматическими углеводородами и высокооктановыми парафинами изомерного строения. При этом могут протекать следующие основные реакции:

- реакции дегидрирования (дегидрогенизации) нафтеновых углеводородов с образованием ароматических углеводородов;

- реакции дегидроциклизации парафиновых, олефиновых и алкилароматических углеводородов с образованием ароматических;

-  реакцииизомеризации нафтеновых, парафиновых и ароматических углеводородов с образованием ароматических и малоразветвленных изомеров.

  В процессе также имеют место реакции гидрокрекинга и гидрогенолиза.

  Реакции гидрирования и дегидроциклизации нафтеновых и парафиновых углеводородов идут с поглощением теплоты, реакции гидрокрекинга и гидрогенолиза – с выделением теплоты, реакции изомеризации нафтеновых и парафиновых углеводородов имеют слабовыраженный тепловой эффект. В целом реакция риформинга эндотермична и ее тепловой эффект  зависит от химического состава сырья, глубины процесса, а также типа катализатора. Тепловой эффект платформинга лежит в пределах от -  250 до  -630 кДж  на 1 кг сырья. 

  Сырьем для риформинга при производстве высокооктановых компонентов служит фракция широкого состава, выкипающая при температуре 85 – 100. Более легкую фракцию подвергать риформингу нецеобразно,  поскольку это приведет к увеличению газообразования, а ароматизация этих углеводородов затруднена. При утяжелении сырья увеличиваются процессы уплотнения и коксообразования. С ростом содержания нафтенов в сырье повышается выход целевого  продукта.  Однако при получении концентратов  индивидуальных ароматических углеводородов, реформингу подвергаются узкие фракции. Например для получения бензина и толуола используют фракцию 62 – 105 , а ксилолов – фракцию 105 – 140 .

Использование в процессе риформинга весьма чувствительных к отравлению различными примесями платиновых катализаторов ужесточается требования к сырью по содержанию серы, азота, воды и металлов. Сырье процесса риформинга  обычно подвергают гидроочистке. При гидроочистке наряду с сернистыми соединениями удаляются также смолы, непредельные углеводороды, азотистые и металлоорганические соединения.

В процессе риформинга применяются три типа катализаторов: монометаллические ( серии АП), биметаллические и полиметаллические (серии КР). Катализатор включает три компонента: активный носитель – оксид алюминия, металл - тонко диспергированную по поверхности платину и кислотный промотор – галоген HCL или HF.

  Биметаллические и полиметаллические катализаторы содержат кроме платины рений, палладий, германий, иридий и др.

Важнейшими свойствами  катализаторов являются активность, селективность и стабильность. Активность катализатора риформинга характеризует глубину превращения, показателем которой служит актановое число катализата или содержание в нем ароматических углеводородов.

Селективность катализатора определяется способностью ускорять целевые реакции – обеспечить наибольший выход жидких продуктов и водорода, т.е. с максимальной глубиной должны протекать реакции ароматизации и с минимальной – реакции гидрокрекинга и гидрогенолиза.

Стабильность катализатора – способность сохранять во времени активность и селективность. Она определяет продолжительность межрегенерационного цикла и общий срок службы катализатора.

  Катализаторы риформинга относятся к бифункциональным, т.е. обеспечивают две основные функции: дегидрирующую (гидрирующую) и кислотную. Металлический компонент ускоряет реакции дегидрирования, способствует образованию ароматических углеводородов и частичному удалению промежуточных продуктов реакции, ведущих к коксообразованию. Металлы – промоторы полиметаллических катализаторов, помимо взаимодействия с основным активным компонентом (платиной), влияют на селективность процесса, взаимодействуя с носителем (оксидом алюминия). Кислотные свойства катализатора определяют его крекирующую и изомеризующую активность, а также глубину превращения сырья. Для усиления кислотной функции катализатор промотируют галогеном.

Катализатор с течением времени покрывается коксом и сернистыми продуктами уплотнения, происходит его дезактивация. При пяти – шестимесячных пробегах количество кокса может достигать 10 % (по массе) на катализатор.

Для восстановления активности и селективности катализаторов их периодически, а на установках с движущимся слоем непрерывно подвергают окислительной регенерации осушенными дымовыми газами при температуре 300 – 500 и давлении 1,0 – 1,5 МПа. Во избежание отравления катализатора также применяют инертный газ (азот) высокой чистоты, содержащий не выше 0,5 % кислорода (по объему). Остаточное содержание кокса после регенерации – менее 0, 02 % (по массе) на катализатор.

По окончании выжига кокса проводится восстановительная регенерация катализатора водородом. При обработке катализатора водородом происходит восстановление сернистых соединений до сероводорода, что позволяет снизить содержание серы в катализаторе 0,03 – 0,05 % (по массе). Для поддержания кислотной функции катализатора в газосырьевой поток вводят галогеносодержащие соединения (например, дихлорэтан, водный раствор HCL).

  Срок службы катализатора риформинга составляет для катализаторов серии АП и КР в среднем 36 – 45 и 40 – 72 месяца соответственно.

  Температура процессов риформинга обычно находится  в интервале 450 – 530 . Повышение температуры ускоряет все остальные реакции, при этом возрастает роль реакций ароматизации и гидрокрекинга, увеличиваются выход ароматических углеводородов и октановые числа продуктов риформинга. Однако с повышением температуры процесса снижаются выход  риформинг-бензина  и содержание водорода в циркулирующем водородосодержащем газе, а также возрастает отложение кокса на катализаторе.

На выбор температуры процесса влияет углеводородный состав сырья. Чем выше содержание парафиновых углеводородов в сырье, тем более высокая температура требуется для получения заданного октанового числа. При нафтеновом сырье  минимальные температуры в реакторе поддерживают в интервале 450 – 460 , при парафиновом – 480 – 490 . Максимальный нагрев ограничивается температурой 520 -530 . Дальнейшее повышение температуры нежелательно, так как процесс сопровождается повышенным газообразованием и ускоренным  закоксовыванием  катализатора.

Поскольку реакции риформинга в целом эндотермичны, а реакторы работают в адиабатическом состоянии,  процесс протекает ступенчато, последовательно в нескольких аппаратах, с промежуточным подогревом реакционной смеси. При этом падение температуры в реакторах при риформировании бензина составляет  от 10 до 43   и при ароматизации – от 10 до 70 .

   Объем катализатора увеличивают от первой к последующей ступени контакта. Это обеспечивает получение более качественных продуктов.

  Давление влияет на течение и результаты процесса риформинга. Повышение давления препятствует отравлению и закоксованности катализатора. Вместе с тем с повышением давления уменьшается выход ароматики и возрастают скорости реакций гидрокрекинга, а это  ведет к увеличению газообразных углеводородов, снижению выхода водорода и жидкой продукции.

   При снижении рабочего давления и, следовательно, парциального давления водорода возрастает селективность процесса, увеличивается выход ароматикии уменьшается выход газообразных углеводородов. Снижение парциального давления водорода ухудшает его гидрирующую способность, повышает возможность закоксовывания катализатора и отравления его сернистыми соединениями.

  При риформинге на алюмоплатиновых катализаторах для процессов, вырабатывающих высокооктановые компоненты бензина, давление в последнем реакторе составляет 4 МПа, при получении индивидуальных ароматических углеводородов – 2,0 – 3,0 МПа. В случае использования полиметаллических катализаторов давление на установках с неподвижным слоем катализатора снижают до 1,5 – 2,0 МПа, а с движущим слоем – до 0,7 -1,5 МПа.

  Характеристики отечественных установок каталитического риформинга приведены в таблице 1.

  Важными технологическими параметрами процесса наряду с давлением и температурой являются объемная скорость подачи сырья и кратность циркуляции водородосодержащего газа, которые для установок с неподвижным слоем катализатора соответственно находятся в пределах 1,2 – 1,5 ч-1 и 1100 – 1800 м3/м3 сырья. Для установок с непрерывной регенерацией катализатора эти показатели составляют соответственно 1,8 – 1,9 ч-1 и 800 – 900 м3/м3 сырья.