Гидрооочистка дизтоплива

Тип работы:
Дипломная
Предмет:
Химия


Узнать стоимость

Детальная информация о работе

Выдержка из работы

Введение

Важнейшей задачей нефтеперерабатывающей промышленности является углубление переработки нефти, ускоренное развитие автомобильных, дизельных и других видов топлив, сырья для нефтехимии на основе использования новых эффективных катализаторов и адсорбентов, современного высокопроизводительного оборудования, внедрения принципа комбинирования процесса в составе единой установки повышенной мощности.

Каталитический крекинг — термокаталитическая переработка нефтяных фракций с целью получения компонента высокооктанового бензина, легкого газойля и непредельных жирных газов.

Каталитический крекинг — один из важнейших процессов, обеспечивающих глубокую переработку нефти. Внедрению каталитического крекинга в промышленность в конце 30-х гг. 20 в. (США) способствовало создание эффективного с большим сроком службы катализатора на основе алюмосиликатов (Э. Гудри, 1936 г.).

Основное достоинство процесса — большая эксплуатационная гибкость: возможность перерабатывать различные нефтяные фракции с получением высокооктанового бензина и газа, богатого пропиленом, изобутаном и бутенами; сравнительная легкость совмещения с другими процессами, например, с алкилированием, гидрокрекингом, гидроочисткой, адсорбционной очисткой, деасфальтизацией и т. д. Такой универсальностью объясняется весьма значительная доля каталитического крекинга в общем объёме переработки нефти.

Актуальность проекта. Для глубокой переработки нефти решающее значение имеет процесс каталитического крекинга, позволяющий из разнообразного малоценного тяжелого сырья получать высооктановые бензины, сырье для нефтехимии и алкилирования, производства технического углерода и кокса.

Практическая значимость. Повышение выработки моторных топлив на единицу перерабатываемой нефти требует опережающего развития вторичных каталитических процессов, позволяющих углубить переработку нефти и производить дополнительные количества светлых нефтепродуктов из фракций мазута.

Радикальное улучшение процесса каталитического крекинга связано с внедрением цеолитсодержащих катализаторов. Технология этого процесса является весьма гибкой, и при необходимости позволяет в широких пределах

варьировать выход продуктов с целью повышения производства наиболее желательного из них. Высокая эффективность каталитического крекинга, надежность использованного оборудования и возможность создания автоматизированных установок большой мощности обуславливают широкое внедрение в нефтеперерабатывающей промышленности и создают благоприятные условия для дальнейшего использования [2].

Целью проекта является — модернизация узла ввода сырья, позволяющая достичь эффективной работоспособности установки.

Задачи исследования:

изучить:

— технологию установки каталитического крекинга с прямоточным лифт-реактором;

— характеристику продуктов секции «Каталитического крекинга» комбинированной установки глубокой переработки мазута КТ-1 ТОО «ПНХЗ».

Объект исследования: установка каталитического крекинга комбинированной установки КТ-1 ТОО «ПНХЗ».

Научная новизна исследования. Внедрение сырьевых форсунок с камерой предварительного диспергирования.

Практическая значимость работы. Технический результат — улучшение селективности процесса по образованию кокса и сухого газа, увеличение выхода бензина.

1. Технико-экономическое обоснование проектируемой установки

крекинг каталитический мазут

Правильное решение задачи выбора пункта строительства оказывает существенное влияние на экономику строительства, определяя его продолжительность и стоимость, а также издержки по эксплуатации после ввода в строй объекта. При обосновании выбора пунктов строительства, влияние различных факторов необходимо учитывать таким образом, чтобы выбранный пункт наиболее полно отвечал их требованиям, т. е. обеспечивал максимальное приближение к сырьевым, энергетическим, водным ресурсам, к местам потребления готовой продукции, использование наиболее эффективных транспортных средств и энергетических источников, требующих небольших капитальных затрат и другие.

Для выбора площадки строительства завода основными исходными показателями служат: площадь застройки, суточный грузооборот предприятия, максимальный расход воды (в м3/ч), годовой и максимальный часовой расход электрической и тепловой энергии, суточный сброс сточных вод и их характеристика.

После распада СССР в Республике Казахстан Павлодарский нефтехимический завод является единственным, который перерабатывает импортируемую из Российской Федерации нефть с месторождений Западной Сибири. Казалось бы, ПНХЗ не выдержит конкуренции с аналогичными заводами в городах Чимкенте и Атырау, перерабатывающих казахстанскую нефть, которая дешевле и доступней. Но Западно-Сибирская нефть обладает такими свойствами, как: малое содержание сернистых соединений и парафиновых углеводородов, которые позволяют получать нефтепродукт качественней, чем из Казахстанских нефтей. Кроме того, такие продукты, как самолётное топливо марки ТС — 1, ракетное топливо марки РТ и прочее топливо для реактивных и турбо-реактивных двигателей должного качества могут быть получены именно из смеси Западно-Сибирских нефтей. Таким образом, ПНХЗ является единственным в Республике Казахстан производителем качественных авиационных керосинов [6].

Всё вышеизложенное делает Павлодарский нефтехимический завод не только конкурентоспособным, но и лидирующим предприятием по качеству изготавливаемых нефтепродуктов, а его выгодное географическое положение — расположение рядом с Екибастузским угольным бассейном и Екибастузским ГРЭС, вырабатывающими самую дешёвую электрическую энергию в Республике Казахстан, лишь упрочняет его лидерство среди нефтеперерабатывающих заводов республики. Сравнивая основные свойства продукции, выпускаемой базовым предприятием и с другими в ближнем и дальнем зарубежье, можно утверждать, что данное производство может конкурировать на рынке сбыта. Данные сведены в таблицу 4.

Проектируемая установка каталитического крекинга — составная часть комбинированной установки глубокой переработки мазута КТ — 1, которая является в настоящее время наиболее современной и технически совершенной установкой глубокой переработки нефти по топливному варианту. В её состав входят следующие блоки:

— вакуумной перегонки мазута;

— гидроочистки сырья каталитического крекинга;

— каталитического крекинга и ректификации;

— абсорбции и газофракционирования;

— очистки дымовых газов.

Таблица 1.1 — Сравнительная характеристика качества продукции, выпускаемой базовым предприятием и конкурентами в ближнем зарубежье

Наименование показателей

ГК-3

1А/1М

Г-43 107М/1

Г-43−107

ОАО «Ангарский НХК»

ОАО «Уфа-нефтехим»

Уфимский НПЗ

Павлодарский НПЗ

Выход бензина (С5-205°С), % масс.

52,0

50,8

55,0

48,6

Октановое число бензина:

м.м.

82,5

81,5

82,5

82,9

и.м.

93,5

92,5

93,5

92,7

Комбинирование отдельных установок в единый технологический комплекс усложняет его эксплуатацию, требует от обслуживающего персонала высокой профессиональной подготовки. Значительно возрастает также «цена» простоя оборудования в случае производственных неполадок в любом из звеньев технологической цепи. Однако это в полной мере окупается явными преимуществами комбинирования, в сравнении с комплексом отдельно стоящих установок:

— сокращение площади строительства в 3 раза;

— снижение общих капиталовложений на 36,2%;

— сокращение численности обслуживающего персонала и, следовательно, увеличение производительности труда.

Входящая в состав комплекса установка каталитического крекинга Г43−107 является наиболее совершенной из всех установок каталитического крекинга, так как выявляет все преимущества цеолитсодержащих катализаторов.

Введение этого типа установки позволяет:

— увеличить выход целевых продуктов процесса;

— улучшить экономические характеристики процесса [7].

2. Литературный обзор

Каталитический крекинг — процесс каталитического деструктивного превращения разнообразных нефтяных фракций в моторные топлива, сырье для нефтехимии и алкилирования, производства технического углерода и кокса. Целевым назначением процесса является получение высококачественного бензина с октановым числом (в чистом виде) 90−92 по исследовательскому методу. При каталитическом крекинге образуется значительное количество газа, богатого бутан-бутиленовой фракцией (сырье для производства высокооктанового компонента бензина-алкилата). Установки каталитического крекинга являются также поставщиком сырья для химической промышленности: из газойлей каталитического крекинга получают сажевое сырье и нафталин; тяжелый газойль может служить сырьем для производства высококачественного «игольчатого» кокса.

Для обеспечения максимального выхода целевых продуктов и минимального количества побочных, а также для достижения высоких технико-экономических показателей процесса, катализатор крекинга должен иметь следующие основные свойства:

— высокую активность, способствующую большей глубине превращения исходного сырья при прочих равных условиях;

— высокую селективность, которая оценивается способностью катализатора ускорять реакции получения бензина и снижать скорость побочных реакций: образования газа и кокса;

— стабильность [2].

Стабильность активности, селективности и механических свойств катализатора в процессе эксплуатации особенно важна в системах с кипящим слоем катализатора. Катализатор должен быть стойким к истиранию, растрескиванию и давлению вышележащих слоев, а также не должен истирать аппаратуру;

— высокие регенерационные свойства, характеризующиеся способностью быстро и многократно восстанавливать свою активность и селективность при окислительной регенерации без нарушения поровой структуры и разрушения частиц.

Заложенный в проекте микросферический цеолитсодержащий катализатор в значительной степени отвечает всем перечисленным требованиям, предъявляемым к современным катализаторам крекинга.

Химический и фракционный состав сырья крекинга оказывает значительное влияние на процесс каталитического крекинга.

С целью улучшения качества сырья каталитического крекинга в состав комплекса введена предварительная гидроочистка сырья, что позволяет полностью исключить влияние колебаний в изменении качественного состава сырья на результаты процесса крекинга и стабилизировать работу реакторно-регенераторного блока [3].

Процесс с применением гидроочищенного сырья протекает более глубоко и селективно, в результате чего возрастает абсолютный выход бензина и снижается выход кокса [2].

Отличительной особенностью продуктов крекинга, полученных при переработке гидроочищенного сырья, является низкое содержание в них серы, это исключает дополнительные затраты по их гидрооблагораживанию.

Промышленные установки каталитического крекинга, различают по организации процесса:

1) Периодические (реакторы Гудри). Через нагретый стационарный слой катализатора пропускают сырье и после того как он закоксуется реактор ставят на регенерацию;

2) Непрерывной регенерации. Из реактора выводится закоксованный катализатор, с поверхности которого выжигается кокс в отдельном аппарате и возвращается в реактор. После регенерации катализатор сильно нагрет, чего хватает для процесса крекинга, поэтому процесс каталитического крекинга не нуждается в подводе внешнего тепла.

Установки непрерывной регенерации подразделяются:

1) Реакторы с движущимся слоем катализатора. Слой шарикового катализатора движется сверху вниз по реактору навстречу поднимающимся парам сырья. При контакте происходит крекинг, катализатор через низ отправляется на регенерацию, продукты на разделение. Регенерация протекает в отдельном аппарате с помощью воздуха; при этом выделяющееся при сгорании кокса тепло используют для генерации пара. Типовая установка — 43−102.

2) Реакторы с кипящим слоем катализатора. Микросферический катализатор витает в потоке паров сырья. По мере закоксовывания частицы катализатора тяжелеют и падают вниз. Далее катализатор выводится на регенерацию, которая проходит также в кипящем слое, а продукты идут на разделение. Типовые установки — 1-А/1М, 43−103.

3) Реакторы с лифт-реактором. Нагретое сырье в специальном узле ввода диспергируется и смешивается с восходящим потоком катализатора в специальном узле. Далее смесь катализатора и продуктов крекинга разделяется кипящем слое в сепараторе специальной конструкции. Остатки продуктов десорбируются паром в десорбере. Время контакта сырья и катализатора составляет несколько секунд. Типовая установка — Г-43−107.

4) Миллисеконд. Характерная особенность процесса — отсутствие лифт-реактора. Катализатор поступает в реактор нисходящим потоком, в катализатор перпендикулярно направлению его движения впрыскиваются пары сырья. Общее время реакции составляет несколько миллисекунд, что позволяет (повысив соотношение катализатор: сырье) добиться повышения выхода бензиновой фракции вплоть до 60−65%

На данный момент наиболее совершенными являются лифт-реакторы. Выход бензина на них составляет 50−55% с октановым числом 91−92,5, тогда как у реакторов с кипящим слоем выход бензина 49−52% с октановым числом 90/92,5.

Промышленные установки каталитического крекинга 43−102, термофор, Гидрифлоу с циркуляцией крупногранулированного катализатора включает блоки реакторно-регенераторный и нагревательно-фракционирующий. Достоинство системы каталитического крекинга с крупногранулированным катализатором является равномерное контактирование всех катализаторных частиц с углеводородными парами в зоне реакции и с воздухом в зоне регенерации, что приводит к одинаковой закоксованности всей массы катализатора после реактора и к одинаковому содержанию остаточного кокса на катализаторе после регенерации. В результате продолжительного пребывания катализатора в реакторе и регенераторе температурный режим реакторного блока довольно стабилен, и его регулирование облегчается.

Недостатком установок описанного типа являются ограниченные возможности системы пневмотранспорта крупногранулированного катализатора. Высокий удельный расход транспортирующего газа (не менее 1 кг на 20 кг катализатора) не позволяет иметь установок большой мощности: максимальная пропускная способность установок такого типа не превышает 4000−5000 т в сутки. Из-за длительного времени пребывания катализатора в реакционной зоне цеолитный катализатор используется в этой системе недостаточно эффективно [4−5].

Для крекинга в псевдоожиженном слое используют катализатор в виде частиц неправильной формы (пылевидный) или в виде мельчайших шариков (микросферический). В обоих случаях размеры частиц составляют 10−120 мкм. Каталитический крекинг в псевдоожиженном слое значительно более распространен, чем крекинг в движущемся слое крупногранулированного катализатора. Распространенность этого процесса объясняется его большой гибкостью, позволяющей перерабатывать разнообразное сырье и проектировать установки мощностью от нескольких сотен до 10−15 тыс. т в сутки. Для регенерации катализатора требуется более простое конструктивное оформление. В некоторых случаях обходятся без трубчатых печей: тепло, выделяющееся при регенерации, полностью используют для подогрева и крекинга сырья.

Внедрение цеолитсодержащих катализаторов внесло значительные изменения в устройство реакторного блока. Высокая активность цеолитов заставила отказаться от традиционного псевдоожиженного слоя и использовать реакторы лифтного типа или комбинировать их с псевдоожиженным слоем. Можно назвать следующие модификации процесса на цеолитных катализаторах:

1) крекинг в одном лифт-реакторе;

2) крекинг в двух лифт-реакторах;

3) последовательный крекинг в лифт-реакторе и в псевдоожиженном слое;

4) крекинг в лифт-реакторе и параллельно в лифт-реакторе и в псевдоожиженном слое.

Некоторые из этих вариантов представлены на рисунке 1. Практически все эксплуатируемые ранее установки с псевдоожиженным слоем подверглись реконструкции. На рисунке 2а бывший реактор состоит только из отстойной и отпарной зон, а вся реакция протекает в пневмоподъемнике. На рисунке 2б свежее сырье крекируется в лифтном реакторе, но реакция завершается в псевдоожиженном слое, уровень которого зачительно ниже, чем на старых установках. На рисунке 2б и в свежее сырье и рециркулят подают по разным линиям: продукты крекинга свежего сырья быстро отделяются от катализатора и через циклоны уходят из отстойной зоны, а крекинг рециркулята завершается в псевдоожиженном слое.

На нефтеперерабатывающих заводах в основном эксплуатируются установки каталитического крекинга 1-А/1-М и комбинированные установки переработки типа ГК. На одном из заводов работает установка 43−103, а для перспективного внедрения создана установка Г-43−107 [3], в состав которой входят следующие блоки: гидроочистка вакуумного дистиллята, каталитический крекинг, ректификация и газофракционирование продуктов крекинга.

1 — реактор-сепаратор катализатора; 2 — отпарная секция; 3 — регенератор; 4 — лифт-реактор свежего сырья; 5 — лифт-реактор реуциркулята;

I — сырье; II — воздух; III — водяной пар; IV — продукты реакции; V — рециркулят из колонны; VI — дымовые газы

Рисунок 1 — Варианты реакторов лифтного типа

Учитывая все плюсы и минусы вышерассмотренных промышленных установок каталитического крекинга. Нами было принято решение за основу реакторного блока выбрать схему каталитического крекинга по типу установок Г43−107 с прямоточным лифт-реактором с псевдоожиженным слоем микросферического катализатора, так как он является перспективной в крупнотоннажном производстве. В качестве технологической базы для расчётов дипломного проекта была принята установка каталитического крекинга КТ-1 Павлодарского нефтехимического завода (ПНХЗ).

По технологическому и конструктивному решению эта установка является более эффективной модификацией по сравнению с существующими на сегодняшний день моделями [4]. Отличительные особенности: применение прямоточного лифт-реактора, что позволяет отделять продукты реакции от катализатора; использование более совершенного вертикально-секционированного регенератора, упрощенной системой транспортных линий и возможности регулирования потоков. Такие усовершенствования увеличили эффективность и надежность работы реакторно-регенераторного блока.

Пути усовершенствования процесса

Несмотря на более чем многолетнюю историю процесса каталитического крекинга задача совершенствования его технологического и аппаратурного оформления остается весьма актуальной. Применительно к отечественным установкам каталитического крекинга актуальность этой задачи обуславливается необходимостью увеличения продолжительности межремонтного пробега с уже достигнутых двух до 4−5 лет. Наиболее важный аспект этой задачи — повышение надежности применяемых технологий и оборудования, а также эффективности самого процесса.

В последние несколько лет на основе научно-исследовательских работ ученых осуществляется реконструкция реакторного блока установок каталитического крекинга ГК-3 Ангарской нефтехимической компании, 1-А/1-М ОАО «Уфанефтехим», Г-43−107М1 Уфимского и Лисачанского НПЗ.

Объектом пристального внимания исследователей является, прежде всего, узел смешения сырья с катализатором и системы выделения катализатора из реакционного потока. И это понятно, учитывая необходимость жесткого ограничения контакта катализатора с сырьем, в значительной мере определяющего результат процесса.

Разработана конструкция циклона грубой очистки, где осуществляется отделение отработанного катализатора от продуктов крекинга с эффективностью 99%. В выводной патрубок циклона грубой очистки подается легкий газойль в количестве, обеспечивающем снижение температуры в сепарационной зоне реактора до величины, при которой исключается развитие термических реакций крекинга. Благодаря этим техническим решениям протекание неселективных вторичных реакций в сепарационной зоне сводится к минимуму [4].

Подобное конструктивное решение использовано в реакторном блоке установки каталитического крекинга Ангарской нефтехимической компании.

Новшества в области реконструкции десорбера привели к применению двухступенчатой отпарки катализатора, что позволяет повысить селективность образования целевых продуктов при снижении содержания водорода в коксе до 6−7% масс. На первой стадии отпарки осуществляется быстрое удаление увлеченных углеводородов, находящихся в пространстве между частицами катализатора, что позволяет предупредить их перекрекирование с образованием газа и кокса. Это достигается локальной подачей водяного пара непосредственно под выходным отверстием пылевозвратного стояка циклона. На второй стадии отпарки осуществляется удаление адсорбированных углеводородов в отпарной камере, оборудованной конусными каскадными элементами, конструкция которых обеспечивает эффективное перекрестное контактирование водяного пара и катализатора [5].

Микроскопические размеры частиц катализатора обусловили высокие требования к степени диспергирования сырья практически до газообразного состояния. С этой целью в нижней части лифт-реактора установлены форсунки типа сопло Вентури. Практика показала, что даже они не обеспечивают образование тонкодисперсного и однородного сырья, что сказывается на результатах процесса.

Новизна, предлагаемая в проекте

Нами была предложена схема реконструкции основного узла ввода сырья процесса каталитического крекинга — внедрение сырьевых форсунок с камерой предварительного диспергирования.

Разработанная на основе многолетнего промышленного опыта последняя модификация сырьевой форсунки включает в качестве основных элементов камеру предварительного диспергирования сырья и сопло Вентури с щелевым распределительным наконечником, изображенная на чертеже реактора каталитического крекинга.

Изобретение относится к области нефтепереработки углеводородного сырья и может быть использовано для увеличения выработки моторных топлив. Изобретение касается способа каталитического крекинга углеводородного сырья на мелкодисперсном катализаторе с получением целевых продуктов. Сущность предлагаемого изобретения заключается в следующем. Предварительное диспергирование жидкого сырья осуществляют путем обработки в зоне смешения потока сырья, подаваемого из сырьевой линии соосно зоне смешения, высокоскоростными струями водяного пара, подаваемыми из кольцевого пространства вокруг зоны смешения радиально к центру поперечного сечения потока сырья, что обеспечивает повышение эффективности диспергирования сырья за счет взаимного дробления капель во встречных радиально ориентированных струях. Поток сырья из сырьевой линии подают в зону смешения по расширяющемуся коническому каналу с углом расширения 24−55°, со средней линейной скоростью на входе в зону смешения 1,9−4,2 м/с, отношение средней линейной скорости потока сырья в зоне смешения к линейной скорости потока в сырьевой линии составляет 0,2−0,6.

Установка после камеры предварительного диспергирования камеры дополнительного диспергирования, выполненной в виде трубы Вентури, позволяет измельчить образованные капли и предотвратить расслоение паросырьевого потока. Установка наконечника форсунки с щелевым отверстием способствует получению в распыленном сырье близких по размеру капель минимального среднего диаметра. Однородное и тонкое диспергирование сырья в прямоточном реакторе обеспечивает быстрое испарение всех его компонентов, что в конечном итоге сводит к минимуму термические реакции с высоким коксо- и газообразованием и способствует увеличению выхода целевых продуктов в процессе каталитического крекинга.

Сырьевые форсунки последней модификации эксплуатируются на четырех установках каталитического крекинга. Их применение позволило повысить выход бензина на 1,5−3,0% масс. Данная разработка была предложена учеными Б. З. Соляр, Л. Ш. Глазов в 2005 году [4−5].

Технический результат — улучшение селективности процесса по образованию кокса и сухого газа, увеличение выхода бензина за счет обеспечения более однородного и тонкого диспергирования сырья.

3. Технологическая часть

Физико-химические основы процесса

Сущность процесса каталитического крекирования углеводородов основана на расщеплении высокомолекулярных компонентов сырья на более мелкие молекулы с перераспределением освобождающихся по месту разрыва связи «углерод-углерод» водорода.

В итоге образуется газ, бензин, и кокс, отлагающийся на поверхности катализатора.

Наиболее типичными компонентами сырья каталитического крекинга являются парафиновые углеводороды, при крекинге которых доминируют разложения [6]

С16Н34 С8Н18 + С8Н16 (3. 1)

Наиболее часто разрыв молекулы парафинового углеводорода происходит по средней ее части.

Термическая стабильность парафинов понижается с увеличением молекулярного веса углеводородов. При крекинге парафиновых углеводородов нормального строения протекают и вторичные реакции с образованием ароматических углеводородов и кокса. Изопарафиновые углеводороды крекируются легче [6].

Водорода и метана при этом получается больше, чем при крекинге нормальных парафинов, а углеводородов С3 и С4 меньше.

Нафтеновые углеводороды являются идеальными компонентами сырья каталитического крекинга, так как крекинг нафтенов идет с большими скоростями, с более высоким выходом бензина и меньшим газообразованием.

Большой интерес для технологии каталитического крекинга представляет поведение ароматических углеводородов. Крекинг ароматических углеводородов сопровождается их деалкилированием и конденсацией.

(CН2)5-СН3 СН2-СН3+СН3-СН2-СН=СН2, (3. 2)

СН2-СН2-СН3 +СН3-СН2-СН2-СН2-СН2-СН3. (3. 3)

Между молекулами ароматических углеводородов или между ароматическими и олефиновыми протекают реакции конденсации, в результате которых образуется полициклическая ароматика вплоть до асфальтена и кокса.

Поэтому при переработке сырья со значительным содержанием полициклической ароматики образуется значительно больше кокса, чем при переработке сырья, содержащего моноциклические ароматические углеводороды.

Крекинг олефинов, образующихся в результате расщепления парафиновых, нафтеновых, ароматических, а также самих олефиновых, является вторичной реакцией. Возможность изомеризации олефинов позволяет получать бензин с более высоким октановым числом с одновременным увеличением выхода изобутана. Полимеризация олефинов также является важной реакцией процесса, поскольку в сочетании с последующим крекингом, приводит к образованию олефинов и парафинов

СН2=СН2+СН2=СН2 СН3-СН=СН-СН3 (3. 4)

Однако глубокая полимеризация ведет к образованию тяжелых продуктов, абсорбирующихся и разлагающихся на катализаторе на кокс и газ.

Для крекинга нефтяных фракций практически невозможно описать все химические реакции, и поэтому ограничиваются рассмотрением схем, учитывающих основные направления и результирующий эффект крекинга с использованием различной группировки реагирующих веществ, например схема рисунок 2.

Рисунок 2 — Схема группировки реагирующих веществ

где Пт, Нт, Ал, Ат — соответственно парафины, нафтены, ароматические и алифатические заместители алкилароматических углеводородов в тяжелом газойле (выше 340°С);

Пл, Нл, Ал, Ал-то же для фракции 220−340°С;

Б — бензиновая фракция С5 — 220 °C;

Г — углеводороды С1 — С4;

К — кокс.

Обычно одним из лучших критериев интенсивности побочных реакций является отношение выходов бензина и кокса. Высокое отношение указывает на преобладание желательных реакций (при условии сохранения высокого октанового числа бензина). Низкое отношение указывает на интенсивное протекание побочных реакций [7].

На основании вышеизложенного можно сделать следующие выводы:

— тяжелое сырье дает большой выход бензина и меньший выход газа;

— ароматическое сырье дает наибольший выход кокса и наименьший выход бензина;

— нафтеновое сырье дает лучший выход бензина и наименьший выход кокса в сравнении с ароматическим и парафиновым сырьем;

— низкокипящее сырье позволяет получить высокооктановый бензин, высококипящее — низкооктановый;

— сырье с высоким содержанием серы дает низкооктановый бензин;

— сырье с очень высокой температурой кипения и значительным содержанием кокса по Конрадсону дает высокий выход кокса, ограничивающий мощность секции из-за чрезмерной перегрузки регенератора.

Основными факторами, влияющими на процесс каталитического крекинга, являются: свойства применяемого для крекирования катализатора, температура процесса, кратность циркуляции катализатора, продолжительность контакта сырья и катализатора, качество крекируемого сырья.

Увеличение объемной скорости подачи сырья в реактор понижает глубину превращения сырья, т.к. уменьшается время контактирования углеводородных фракций с катализатором и приводит к снижению выхода кокса. Температура в реакторе — наиболее общий параметр, влияющий на выход бензина, октановое число и конверсию. Повышение температуры в реакторе увеличивает конверсию, выход кокса и повышает температуру в регенераторе. По результатам исследований установлено, что увеличивая температуру в реакторе на 10 °C можно повысить октановое число (ИОЧ) на 0,7−1,8 п., однако, повышая октановое число бензина, снижается выход бензина и увеличивается выход сухого газа и, при повышении температуры в реакторе до 540 °C значительно возрастает скорость вторичных реакций. Повышение температуры в реакторе в большей степени влияет на увеличение октанового числа тяжелых бензинов, т.к. рост температуры в реакторе способствует в большей мере образованию олефинов в тяжелых бензинах.

Кратность циркуляции — соотношение потоков катализатора и сырья влияет на глубину разложения сырья и выход основных продуктов крекинга и, изменяется в пределах от 5:1 до 10:1. При увеличении кратности циркуляции повышается глубина разложения сырья, растет выход бензина, увеличивается процент отложения кокса на катализаторе, но при чрезмерном увеличении кратности циркуляции резко возрастает разложение целевых продуктов, выход бензина падает, а количество кокса и газа увеличивается.

Температура ввода сырья в реактор определяется из теплового баланса реактора-регенератора и влияет на изменение кратности циркуляции катализатора. С увеличением температуры ввода сырья в реактор, температура в зоне выжига кокса регенератора увеличивается и понижается кратность циркуляции. Пониженная температура подогрева сырья увеличивает конверсию и снижает температуру регенератора. При пониженной температуре значительно увеличивается выход кокса и повышается циркуляция катализатора.

Направление шлама в реактор позволяет повысить эффективность процесса крекинга, сделать более гибкой регулировку температурного режима системы реактор-регенератор за счет увеличения коксовой нагрузки на регенератор. Увеличение подачи шлама в реактор может быть вызвано необходимостью замыкания теплового баланса системы реактор-регенератор при относительно низком выходе кокса.

С увеличением высоты кипящего слоя в реакторе увеличивается глубина превращения, выход кокса и температура регенерации катализатора. Содержание кислорода в дымовых газах, расход шлама в реактор понижается.

Характеристика производимой продукции проектируемой установки

Сырье. Смесь гидроочищенного вакуумного дистиллята (фр. 350−500С) С-100 и затемненного продукта (фр. 450−500С) пред узлом подачи сырья в Р-1. Плотность при 20С 895−930 кг/м3. Фракционный состав: начало кипения не нормируется; выход фракции до 350С н.б. 10% об.; 50% перегоняется при температуре н.м. 400С; выход до 500С не нормируется. Коэффициент рефракции при 20С не нормируется. Содержание серы н.б. 0,5% вес. Содержание металлов н.б. 6,0 ррm. (суммарно NI+V). Коксуемость н.б. 0,6% масс. Цвет, ед. ЦНТ не нормируется. Содержание механических примесей н.б. 0,02% масс. Содержание воды следы. Используется в качестве сырья каталитического крекинга. Количество добавленной затемненной фракции составляет до 10% вес на основной поток сырья.

Гидроочищенный вакуумный дистиллят (фр. 350−500С) С-100. Основной поток сырья каталитического крекинга. Плотность при 20С 895−920 кг/м3. Фракционный состав: начало кипения С не нормируется; выход фракции до 350С н.б. 10% об.; 50% перегоняется при температуре н.м. 400С; выход до 500С % об. не нормируется. Коэффициент рефракции при 20С составляет 1,485−1,5. Содержание серы н.б. 0,30% вес. Содержание металлов н.б. 15ррm (суммарно Ni+V). Коксуемость н.б. 0,3% масс. Цвет ед. ЦНТ н.б. 7. Содержание механических примесей н.б. 0,02% масс. Содержание воды следы.

Затемненный продукт С-001 КТ (фр. 450−500). Плотность при 20С 930 кг/м3. Фракционный состав: содержание фракции до 500С н.б. 70% об. Коксуемость н.б. 8,0% вес. Содержание металлов (никель, ванадий) н.б. 15ррm.

Затемненный продукт установки производства битумов (фр. 450−500).

Плотность при 20С 930 кг/м3. Коксуемость н.б. 3,0% вес. Цвет, ед. ЦНТ н.б. 8с/р. Используется как компонент сырья каталитического крекинга. Подается в реактор Р-1 через отдельную форсунку на отметку 11 метров, или вовлекается в поток гидроочищенного вакуумного газойля после теплообменникаТ-2.

Бензин стабильный (с установки замедленного коксования) Плотность при 20С 740 кг/м3. Фракционный состав: начало кипения н.м. 35С; конец кипения н.б. 205С. Испытание на медной пластинке выдержаны. Содержание серы н.б. 0,8% масс. Октановое число 60−65 пунктов. Концентрация фактических смол, мг в 100 см3 топлива не нормируется. Используется как компонент сырья каталитического крекинга, подается в реактор Р-1 через отдельную форсунку на отметке 23 метра или в К-1 на 25 тарелку.

Нестабильный бензин С-100 КТ-1 (фр. Н.К. 180С). Плотность при 20С 720−730 кг/м3. Фракционный состав: температура начала кипения, С не нормируется. Содержание серы н. б 1,5% масс. Используется как компонент сырья каталитического крекинга, подается в реактор Р-1 через отдельную форсунку на отметке 23 метра или в К-1 на 25 тарелку.

Продукты. Жирный газ. Плотность при 20С не нормируется. Компонентный состав, % масс: сумма С5 и выше н.б. 20. Используется как сырье секции абсорбции и газофракционирования (С-300)

Нестабильный бензин. Фракционный состав: температура начала перегонки С не нормируется. 90% перегоняется при температуре н.б. 180−190С; конец кипения н.б. 210−220С; остаток в колбе н.б. 1,5%. Используется в качестве сырья С-300. При одновременной работе установок риформинга и каталитического крекинга допускается получение компонента автомобильного бензина с установки крекинга утяжеленного фракционного состава, для увеличения производства бензина А-76 в условиях завода.

Фракция 195−270. Плотность при 20С 940 кг/м3. Фракционный состав: начало кипения н.м. 180С; конец кипения н.б. 320−360С. Испытание на медной пластинке выдержаны. Содержание серы н.б. 0,7% вес. Содержание воды отсутствует. Температура вспышки в закрытом тигле н.м. 80С. Температура застывания н.в. -10С. Используется как базовый компонент топлива печного бытового, пылесвязывающего средства «Универсин-С».

Вовлекается в сырье С-100 КТ-1 (до 15% _асс. На сырье) с целью получения компонента дизельного топлива летнего. Разрешается вовлекать фр. 195−270°С в количестве до 2% масс. На общий поток дизельного топлива завода для получения дизельного топлива летнего.

Фракция 270−420С (компонент технического углерода, ароматизирующая добавка к сырью висбрекинга). Плотность при 20С н.б. 995 кг/м3. Содержание воды н.б. 0,2% масс. Содержание механических примесей н.б. 0,03% масс. Частично используется как добавка к сырью висбрекинга с целью уменьшения коксообразования в трубах печей или вовлекается как компонент в сырье для производства технического углерода, игольчатого кокса. Используется как компонент котельного топлива.

Сырье для производства технического углерода (смесь фр. 270−420С и фр> 420С). Является сырьем для производства технического углерода.

Таблица 3.1 — Показатели качества сырья для производства технического углерода

Показатели качества

А

Б

В

Плотность при 20С, кг/м3, н.н.

1000

998

995

Индекс корреляции, н.н.

100

98

95

Фракционный состав:

Окончание таблицы 3. 2

— 50% перегоняется при температуре, С, н.в.

410

410

410

Показатели качества

А

Б

В

— масс. доля серы, % масс., н.б.

3,0

3,0

3,0

Коксуемость, % вес., н.б.

2,0

2,0

2,0

Кинематическая вязкость при 50С, сСт., н.б.

25

25

25

Содержание воды, % масс., н.б.

0,2

0,2

0,2

Температура застывания, С, н.в.

25

25

25

Содержание механических примесей, % масс, н.б.

0,03

0,01

0,01

Сырье для производства игольчатого кокса (смесь фр. >420С и фр. 270−420С). Плотность при 20С н.н. 1030 кг/м3. Содержание воды н.б. 0,8% масс. Коксуемость н.б. 1. 5% масс. Содержание механических примесей н.б. 0,05% масс. Фракционный состав: начало кипения С не нормируется; содержание фр. до 350С н.б. 40% об. Используется как сырье для произв. игольчатого кокса.

Фракция более 420С. Плотность при 20С, кг/м3 не нормируется. Фракционный состав: начало кипения С не нормируется; 50% перегоняется при температуре С не нормируется. Вязкость кинематическая при 50С, мм/с2 (сСт) не нормируется. Температура застывания, С не нормируется. Коксуемость не нормируется. Содержание воды % масс. не нормируется.

Нижнее циркуляционное орошение. Содержание катализатора н.б. 2,0г/дм3. Используется для регулирования температуры низа К-201.

Шлам. Содержание катализатора н.б. 2,5г/дм3. Используется для поддержания теплового баланса Р-1 в виде рециркулята.

Катализатор крекинга свежий спектра 985Р, Омникат фирмы «Грейс» и другие импортные производства. Насыпная плотность с уплотнением, н. м 890г/см3. Объем пор 0,41 см3 /г. Износоустойчивость, массовая доля, н.м. 92,0% масс. Содержание кокса отсутствует. Химический состав, % масс: Al2O3, н.м. 44,0; Na2О, н.б. 0,2; РЗЭ 1,5−2,0. Массовая доля влаги, удаляемой при 800С, н.б. 8,0. Используется для реакции крекирования сырья в реактор Р-1.

Катализатор закоксованный. Содержание кокса, 0,4−0,8% вес.

Катализатор регенерированный. Анализ проводит фирма «Грейс».

Насыпная плотность с уплотнением, г/см3. Активность по МАТ, н.м. 58% масс. Удельная поверхность, н.м. 60 м2/г. Объем пор, н.м. 0,2 см3/г. Конверсия, н.м. 60% масс. Содержание металлов: Na2О, н.б. 0,25% масс; Al2О3, н.м. 45% масс; V, н.б. 1500ррm; Ni, н.б. 1000ррm; Fe 750−1000ррm; Cu, н.б. 100ррm; РЗЭ, 1,5−2,0% масс.

Дымовые газы. Содержание 02, 4,0−8,0% об. Содержание С О н.б. 0,2%. Содержание СО2 не нормируется. Направляются в С-400 КТ для утилизации физического химического тепла этих газов.

Описание технологической схемы установки каталитического крекинга

Реакторный блок. В качестве сырья используется гидроочищенный вакуумный дистиллят (фр. 350−500°С) в смеси с затемненным продуктом фр. 450−500°С УПБ.

Подача сырья в реактор P-1 осуществляется через узел ввода сырья, оборудованный радиальными форсунками, расположенными на высотной отметке 9650 мм.

Узел ввода сырья представляет собой участок прямоточного реактора высотой 1900 мм и наружным диаметром 1650 мм, оборудованный восемью штуцерами с установленными в них высоскоэффективными радиальными форсунками. Форсунки размещаются равномерно по периметру прямотока и направлены вверх под углом 30о к его оси. Основными конструктивными элементами сырьевых форсунок являются камера предварительного диспергирования сырья (диспергатор) и сопло Вентури с щелевым распределительным наконечником.

В камере осуществляется диспергирование сырьем путём дробления жидкой струи под воздействием высоскоскоростных струй пара и однородное перемешивание жидкой и паровой фаз. Дополнительное диспергирование сырья производится на выходе из сопла Вентури, путём распыления сырья в поток катализатора через щелевой наконечник, формирующий плоскую веерообразную струю.

В основании прямоточного реактора расположена паровая форсунка которая предназначена для подачи водяного пара (пара 4 ата и пара 12 ата и аварийного), обеспечивающего ускорение и транспорт регенерированного катализатора на участке прямотка ниже отметки ввода сырья. Форсунка представляет собой коллекторную камеру, оборудованную восемью ниппелями с каналом переменного сечения.

Использование тяжелых фракций в качестве сырья крекинга при неработающем блоке гидроочистки и работа комплекса в целом определяется качеством товарных продуктов.

Для обеспечения оптимальной скорости газокатализаторного потока нижняя часть лифт-реактора выполнена уменьшенного диаметра: диаметр прямоточной части на высоту 8,1 м сужен с диаметра 1400 до 1200 мм путем утолщения слоя торкрет-бетона.

С целью обеспечения возврата катализаторной пыли с низа К-1 в реактор Р-1, а также замыкания теплового баланса системы реактор-регенератор предусмотрена подача (возврат) шлама в реактор насосами Н-3/1−4, р, через форсунки №№ 6,7 или в узел смешения захватного устройства Р-1.

Диспергированное сырьё смешивается в нижней части прямоточного реактора Р — 201 с регенерированным катализатором, поступающим изи регенератора Р — 202 по наклонной транспортной линии № 216/2. Пары сырья в смеси с горячим катализатором подвергаются каталитическому крекированию.

Прокрекированное сырье с катализатором поступает в верхнюю часть прямоточного реактора, оборудованную баллистическим сепаратором, на выходе из которого происходит быстрое разделение продуктов крекинга от катализатора за счёт резкого изменения потока на 180о и разности удельного веса продуктов крекинга и катализатора.

Парогазовая смесь продуктов крекинга и водяного пара поступает в 4 группы двухступенчатых циклонов со спиральным вводом и после отделения их от увлеченной катализаторной пыли направляется в ректификационную колонну К-1 на разделение.

Для исключения образования застойных зон и предотвращения коксообразования вокруг сборной камеры реактора Р-1 и в районе газовыводных патрубков внутренних циклонов реактора, смонтирован паровой маточник (барботер), через который подается водяной пар ПНД.

Катализатор с адсорбированными на его поверхности продуктами крекинга поступает в зону десорбции реактора, где осуществляется отпарка продуктов крекинга от катализатора с помощью водяного пара, подаваемого в два коллектора зоны десорбции Р-1.

Температура в реакторе поддерживается открытием шиберной задвижки, установленной на линии подачи регенерированного катализатора из регенератора в реактор.

При работе РРБ на малой производительности, а также в период пуска или остановки секции предусмотрена подача пара 12 ата в Р-1, для обеспечения проектных скоростей потока при различной подаче сырья в реактор.

Закоксованный катализатор за счет разности статических напоров катализатора в реакторе-регенераторе самотеком по наклонному транспортному трубопроводу поступает на регенерацию в зону выжига кокса регенератора Р-2.

Регенерация катализатора осуществляется при температуре до 690 °C и давлении 1,7 кгс/см2.

Дымовые газы регенерации отделившись от увлеченной ими катализаторной пыли в отстойной зоне регенератора и в 6-ти группах двухступенчатых циклонов со спиральным вводом продуктов разделения, с температурой до 700 °C поступают в выносные пылеулавливающие циклоны Е-1−¼, где происходит доочистка дымовых газов и возврат уловленного катализатора в Б-3, с последующей перегрузкой уловленного катализатора в бункер Б-1.

Далее дымовые газы поступают в аппарат для снижения давления газов регенерации Д-1.

В целях оптимизации работы выносных пылеулавливающих циклонов Е-1−¼ и исключения забивки спускных пылевозвратных стояков (из Е-1−¼ в Б-3) катализаторной пылью, смонтирована газовыводная линия Ду-200 с соплом критической скорости, из бункера Б-3 в газоход П-3, помимо в Д-1.

В газоходе Д-1, оборудованном диафрагмовыми тарелками, происходит снижение давления дымовых газов регенерации до атмосферного.

После Д-1 дымовые газы направляются на секцию висбрекинга гудрона для утилизации физического тепла. Из линии вывода дымовых газов (после Д-1) осуществляется автоматический отбор проб дымовых газов для аналитического контроля их состава, на содержание СО и на содержание 02.

Регенерированный катализатор из регенератора Р-2 самотеком по наклонной транспортной линии поступает в реактор Р-1 на смешение с сырьем.

Кратность циркуляции катализатора в системе РРБ поддерживается регулятором — шиберной задвижкой по температуре в реакторе Р-1.

Выжиг кокса с катализатора в регенераторе Р-2 осуществляется посредством воздуха, поступающего от компрессоров ЦК-1/1,2, р по двум самостоятельным линиям через общий распределительный коллектор внутри регенератора Р-2. Определяющим параметром технологического выжига по регулированию количества воздуха, подаваемого в регенератор Р-2, является разность температур между плотным слоем катализатора в кипящем слое Р-2 и отстойной зоны, содержание свободного кислорода в дымовых газах, после регенератора, состояние катализатора (содержание кокса на нем) на выходе из Р-1 и Р-2.

Для обеспечения глубокой регенерации катализатора вводы (коллекторы) для подачи воздуха в регенератор оборудованы перфорированными лучами (маточниками), обеспечивающими равномерное распределение воздуха в кипящем слое катализатора по всему объему регенератора.

С целью предотвращения повышения температуры регенерации выше допустимой, за счет возможного горения окиси углерода (СО), на регенераторе Р-2 предусмотрен узел загрузки промотора в кипящий слой катализатора.

В качестве промотора применяется оксипром-2, КО-9 или СР-3.

Для разогрева системы реактор-регенератор, в момент пуска, и при работе РРБ на малых загрузках, схемой предусмотрена подача жидкого топлива (фр. 350−500°С) в кипящий слой регенератора Р-2 для увеличения коксовой нагрузки на Р-2 и замыкания теплового баланса по системе РРБ.

Также предусмотрена подача жидкого топлива к форсункам Р-2 из схемы питания жидкого топлива печей, секции вакуумной перегонки мазута и секции гидроочистки вакуумного газойля от насосов Н-62 и Н-62 р.

Загрузка катализатора (свежего или равновесного) из автоцементовоза в бункера Б-1 и Б-2 производится потоком технического воздуха, подаваемого на пневмотранспорт из заводской сети.

Загрузка катализатора в регенератор Р-2 осуществляется из бункеров Б-1, Б-2. Для поддержания оптимальной активности равновесного катализатора, циркулирующего в системе РРБ, технологической схемой предусмотрена подпитка свежим катализатором системы РРБ из бункера Б-2 через бункер-дозатор Б-5 мерными порциями.

Догрузку свежего катализатора необходимо осуществлять в количестве 0,5−0,7 кг катализатора на тонну крекируемого сырья.

Свежий катализатор из Б-2 периодически загружается в бункер-дозатор Б-5 с помощью пневмотранспорта через заборное устройство (эжектор). Загрузка ведется до уровня соответствующего среднему пробному крану, и составляет ~1,6 т. Отмеренная таким образом порция свежего катализатора через заборное устройство (эжектор) пневмотранспортом направляется в регенератор Р-2. Сброс сжатого воздуха из бункера Б-5 осуществляется через внутренний пылеулавливающий циклон Б-2 на свечу (в атмосферу).

Заборное устройство (эжектор) выполнено съемным с регулируемым соплом, для подбора пневмотранспорта катализатора.

При расходе свежего катализатора, соответствующем естественным потерям, наблюдается снижение активности равновесного катализатора и, как следствие, снижение выхода целевых продуктов крекинга. С другой стороны, регулярный ввод в систему РРБ свежего катализатора в количестве, превышающем естественные потери, неизбежно приведет к росту уровня кипящего слоя катализатора в регенераторе и реакторе выше допустимых пределов. Таким образом, для повышения эффективности процесса крекинга предусмотрена система периодической выгрузки равновесного катализатора из системы РРБ.

Выгрузка катализатора из регенератора Р-2 осуществляется в аварийный бункер Б-1. Основная проблема при этом обусловлена высокой температурой выводимого катализатора (650°С) и, как следствие, чрезмерным нагревом катализаторопровода и арматуры, а также ограничением температуры в бункер Б-1.

Выгрузка и охлаждение катализатора осуществляется естественным путем за счет теплоотдачи через поверхность катализаторопровода в окружающую среду и смешения с техническим воздухом из заводской сети, подаваемым на пневмотранспорт. При этом необходимая температура катализатора (до 300°С), поступающего в бункер Б-1, достигается ограничением расхода выводимого из регенератора катализатора при помощи специального дозировочного устройства. Согласно расчетам, расход катализатора не должен превышать 1,0−1,5т/ч.

Блок ректификации и очистки технологического конденсата. Пары продуктов крекинга из реактора Р-1 поступают в отмывочно-сепарационную секцию ректификационной колонны К-1, оборудованную четырьмя сетчатыми двухпоточными тарелками с отбойными элементами. На сетчатых тарелках происходит контакт паров, поступающих из реактора и загрязненных катализатором, с нижним циркуляционным орошением К-1, подаваемым тремя параллельными потоками на каждую тарелку. Верхняя (четвертая) ситчатая тарелка орошается флегмой, стекающей с вышележащей клапанной (первой) тарелки. Распределение нижнего циркуляционного орошения (НЦО) по ситчатым тарелкам контролируются на 1-ой поз. 16, на 2-ой поз. 15, на 3-ей поз. 14, температура подачи НЦО контролируется поз. 7.

При контактировании паров с жидкостью происходит, отмыв их от катализатора, и частичная конденсация высококипящих углеводородов.

Жидкость с катализатором с каждой отбойной тарелки по самостоятельным сливным трубам поступает в нижнюю часть, где происходит частичный отстой от катализаторной пыли.

Отмытые от катализатора пары поступают в концентрационную часть на разделение. Из первой секции четвертой тарелки фракция самотеком поступает в отпарную колонну К-2/2, где от нее отпариваются легкие фракции и возвращаются в колонну К-1 под шестую тарелку.

ПоказатьСвернуть
Заполнить форму текущей работой