• RU
  • icon На проверке: 4
Меню

Установка каталитического крекинга - записка к диплому

  • Добавлен: 26.04.2015
  • Размер: 637 KB
  • Закачек: 3
Узнать, как скачать этот материал

Описание

Нефтеперерабатывающая и нефтехимическая промышленность - часть единого народнохозяйственного комплекса, которая, сосредотачивая в своем составе переработку нефти и сланцев, производство моторных топлив и продуктов нефтехимии различного ассортимента, относится к числу отраслей, оказывающих существенное влияние на технический прогресс и развитие производительных сил республики в целом. Каталитический крекинг. Рассмотрим каталитический крекинг - самый многотоннажный промышленный химический процесс. Для глубокой переработки нефти с целью производства высокооктанового бензина решающее значение имеет каталитический крекинг, позволяющий из разнообразного малоценного тяжелого сырья получать высокооктановые бензины, сырьё для нефтехимии и алкилирования, производство технического углерода и кокса

Состав проекта

icon
icon
icon Вспом и кип.doc
icon Охрана труда.doc
icon Описание технол схемы.doc
icon Расчёты.doc
icon каталитический крекинг курсовой.doc
icon Реактор.doc
icon спецификация..doc
icon план.doc
icon ПЗ.doc
icon заключ..doc
icon Условные обозначения.doc
icon Эконом.doc
icon Список лит-ры.doc
icon характеристика сырья и продуктов.doc
icon Автомат перечень сигнализаций и блокировок.doc
icon Автомат перечень сигнализаций и блокировок+ Отходы.doc
icon +автоматизация.doc
icon Экономика.doc
icon характеристика исходного сырья и продуктов.doc
icon т э обоснование.doc

Дополнительная информация

Контент чертежей

icon Вспом и кип.doc

5.5.1.Подбор технологического оборудования
Наименование оборудования (тип назначение № чертежа)
№ позиции по схеме индекс
Решетка панцирная патрубки штуцеров сталь углеродистая
Внутренняя поверхность футеруется жаростойким торкрет- бетоном
Х13 t: зона транспорта
Корпус 16ГС; внутреннее оборудование 08Х18Н10Т
Решетка панцирная 08Х13 патрубки штуцеров сталь углеродистая. Внутренняя поверхность футеруется жаростойким торкерт-бетоном
Выносные циклоны для улавливания катали заторной пыли
Бункер уловленного катализатора
Аппарат для снижения давления газов регенерации
Корпус-сталь 12Х18Н10Т
Внутренние несущие элементы из стали 12Х18Н10Т внутреннее оборудование из стали 08Х13 и чугуна марки ЖЧХ-25. Внутренняя поверхность футеруется жаростойким торкретбетоном
Аварийный бункер катализатора
Бункер для свежего катализатора
Бункер промежуточной выгрузки катализатора
Углеродистая сталь Ст3сп5
Дозировочный бункер свежего катализатора
Ректификационная колонна
Тарелки 08Х13 корпус днища ВСт3: сп5-08х13 патрубки
патрубки 15Х5М опора-сталь углеродистая
Тарелки клапанные четырех поточные- 3двух поточные 26шт. Тарелки ситчатые с отбойными элементами двух поточные с боковыми сливами -4Трас.верх-126°С Трас. ввод сырья-475°С
Корпус- днища ВСт3 сп5;тарелки 08Х13 опора-сталь углеродистая
Н-21045мм Тарелки клапанные двух поточные- 7шт.
Корпус днища сталь углеродистая
внутреннее оборудование 08Х13
Корпус днища углеродистая сталь
Конденсатор- холодильник воздушного охлаждения колоны
Решетки 16ГС крышки 20Л-П. Оребрение труб АД-1 внутренние трубы. Диффузор металлоконструкции сталь углеродистая
Трубное пространство:
Холодильник воздушного охлаждения верх него циркуляционного орошения колонны
Решетка 16ГС крышки 20Л-П.Оребрение труб-АД-1 внутренние трубы диффузор металло конструкции сталь углеродистая
Жалюзи с пневмоприводом F-5300 м2 Трубное пространство
Доохладитель паров ректификата колонны К-1-
Корпус 16ГС распределительная камера и крышки- углеродистая сталь трубы
L-7700мм Трубное пространство:
Трас.- 100°С Межтрубное пространство:
Холодильник воздушного охлаждения фр.>270°С фр.>420°С АВГВ-Ж-25-Б1-ВЗ-П
Решетки 16ГС крышки-20Л-П. Оребрение руб-АД-1 внутренние трубы диффузор металлоконструкции сталь углеродистая
Жалюзи с пневмоприводом F-3600м2
Трубное пространство:
Корпус днища ВСт3 сп4
Н-22260мм Тарелка распредели тельная-1шт. Тарелка пере распределительная- 1шт. В корпусе
Корпус днища-сталь углеродистая; гильзы штуцеров 08Х13. Герметичная перегородка
Емкость для охлаждающей жидкости насосов
Холодильник для охлаждения охлаждающей жидкости
Трубное пространство
Межтрубное пространство
Холодильник воздушного охлаждения фр.195-270°С
Внутренние трубы Диффузор металло конструкции
Теплообменник гидрогенизат-
Корпус решетки16ГС. Трубы стальные углеродистые
Межтрубное пространство:
Теплообменник гидрогенизат первое промежуточное циркуляционное орошение колонны К-201
Корпус решетки 16ГС. Трубы сталь углеродистая
L-7960мм Трубное пространство:
Теплообменник" гидрогенизат - фракция фр.>270°С
Корпус решетки16ГС; трубы - углеродистая сталь
L-7830мм Трубное пространство:
Теплообменник "гидрогенизат - второе промежуточное циркуляционное орошение колонны К-1
Корпус 16ГС трубы15Х5М решетки распределительные камера 16ГС-08Х13
Ррас.-10кгссм2 Трас.-248-160°С Межтрубное пространство:
Теплообменник" гидрогенизат нижнее циркуляционное орошение колонны К-1
Корпус 16ГС Трубы 15Х5М решетки распределительная камера
Ррас.-14кгссм2 Трас.- 160-208°С
Теплообменник "технологический неочищенный конденсат очищенный конденсат
Корпус М616N Н52-3Nтрубы Х5С гN1Т1 266 Аппарат импортного производства. Разрешение
ОТН № II-68 от 01.08.93г
Теплообменник "технологический неочищенный конденсат фр.>420°С
Корпус распределительная камера сталь углеродистая
Трубное пространство
Межтрубное пространство:
Подогреватель десорбера К-3
Трубы решетки15Х5М; корпус-сталь углеродистая
Теплообменник "конденсат сепарации верхнее циркуляционное орошение колонны
Корпус решетки- 16ГС трубы сталь углеродистая
Влагомаслоот делитель
Корпус днища-09Г2С сетчатый отбойник 08Х13 сетка отбойника12Х18Н10Т внутренние трубы 10Г2
Концевой влагоотделитель
Корпус днища 10Г2 крепеж углеродистая сталь
Конденсатор холодильник воздушного охлаждения
внутренние трубы 12Х18Н10Т.Оребрение труб - АД-1 диффузор металлоконструкции сталь углеродистая
Жалюзи с пневмоприводном F-5300м3
Конденсатор холодильник воздушного охлаждения газа I ступени сепарации 1 секции
Конденсатор холодильник воздушного охлаждения газа II ступени сепарации 1 секция
Холодильник воздушного охлаждения I промежуточное циркуляционное орошение
Насосное оборудование
Техническая характеристика
Насос для подачи легкого рисайкла в
Насос для подачи среднего рисайкла и некондиционного бензина в Р-1
Насос для откачки фр.>420°С и подачи шлама в Р-1
Насос для откачки фр.195-270°С из К-21 с установки
Насос для откачки фр.270-420° С из
Насос для подачи I промежуточного циркуляционного орошения К-1
НК200120-70-В1 в СОТ
Насос для подачи II промежуточного циркуляционного орошения К-1
Насос для подачи нижнего циркуляционного орошения К-1
Насос для откачки нестабильного бензина из 0-1 в Е-37
Насос для откачки технологического конденсата из буферной ем кости
Насос для откачки технологического конденсата из десорбера К-3 на биологическую очистку
Насос для подачи охлаждающей жид кости к насосам секции
Компрессор центробежный для подачи сжатого воздуха в Р-2
Насос для подачи верхнего циркуляционного орошения в К-1
Насос для откачки бензина из камеры ув в Е-9 в 0-1
3. Выбор параметров подлежащих контролю и регулированию
Наименование стадий процесса аппаратов показателей режима
Допустимые пределы параметра
Класс точности прибора
% от общ загр. сырья
- в форсунки 1-5 на отм. 81 м
- расход тяжелого газойля с УЗК или фр. 450-500°
- расход бензина вторичного происхождения
- сырье на выходе в Р-1
- давление в линии сырья Р-1
- давление пара на реакторный блок
- расход водяного пара – на распыл сырья
- на распыл тяжелых газойлей шлама
- на распыл вторичных бензинов
- в зону десорбции Р-1
- на продувку в компенсаторы транспортных линий катализатора
- на парораспределитель вокруг сборной камеры Р-1
Температура по зонам Р-1
- низа лифт-реактора
- середины лифт-реактора
- реакционной смеси на выходе из сепарационного устройства
- в отстойной зоне Р-1
Концентрация катализатора
- по высоте лифт-реактора с сепарирующим устройством
- по сепарирующему устройству
Уровень кипящего слоя
Перепад давления на запорно-регулирующих клапанах транспортных линий
Перепад давления между реактором и регенератором
Расход воздуха на регенерацию по линии 131
Температура по зонам регенератора
- в сборной камере зоны циклонов
-верха отстойной зоны
Разность температур между отстойной зоной и кипящим слоем (по разнице показаний поз. 103-1 и 103-3)
Давление в отстойной зоне
Концентрация катализатора в кипящем слое
Топка под давлением П-1
Бункер уловленного катализатора Б-3
Аппарат сжиженного давления газов регенерации Д-1
- температура на выходе
Содержание в дымовых газов
- СО и О2 (режим дожига СО в кипящем слое Р-2)
Режим дожига СО в топке П-41
Бункер аварийной выгрузки катализатора Б-1
Бункер свежего катализатора Б-2
Гидравлик Е-8 по защите реакторного блока
II. Блок ректификации
Верхнее циркуляционное орошение (ВЦО)
- температура возврата в колонну после ХВ-2
- расход на прием насосов Н-206
Первое промежуточное циркуляционное орошение
- температура возврата в колонну
Второе промежуточное циркуляционное орошение
Нижнее циркуляционное орошение
Отпарная колонна К-2-1
- расход водяного пара в колонну
Отпарная колонна К-2-2
- расход водяного пара
Газоводоотделитель О-1
- температура на выходе после Х-1
- температура в емкости
- уровень раздела фаз (вода-бензин)
- расход жирного газа на секцию АГФ
- расход нестабильного бензина на секцию АГФ
Выход продуктов с установки
- в линию го диз. топлива
- температура после ХВ-9
фр.>420°С и 270-420°С
Блок очистки технологического конденсата
- температура подачи конденсата в К-3
- расход технического воздуха на окисление
Выход технологич. конденсата с установки
4.Характеристика регулирующих и предохранительных клапанов
Позиция по технологической схеме
Место установки регулирующего клапана
Тип установленного клапана (НО или НЗ)
Обоснование выбора типа клапана (при исчезновении питающего воздуха)
Секция. Каталитический крекинг и ректификация
Стабилизация расхода верхнего циркуляционного орошения в колонну К-1 с коррекцией по температуре верха
(ВЗ) нормально открыт
Предотвращает повышение t°С
Стабилизация температуры в
К-1 в зоне вывода фр.195-270°С
Стабилизируется температура на 13 тарелке. Предотвращается повышение t°С на 14 тарелке
на линии входа II ПЦО
Стабилизация температуры в колонне К-1 в зоне вывода фр.270-420°С
Стабилизируется t°С на 3 тарелке
К-1. Предотвращается повышение t°С на 4 тарелке -
на линии подачи ВЦО на 25 тарелку
Стабилизация температуры в зоне вывода ВЦО колонны К-1
Предотвращается возможность повышения температуры ВЦО конденсата
на байпасной линии I ПЦО мимо Т-2
Стабилизация температуры охлаждения I промежуточного циркуляционного орошения колонны
Обеспечивается возможность максимального охлаждения II пром. Ц.О.
на байпасной линии II ПЦО мимо Т-3
Стабилизация температуры охлаждения II промежуточного циркуляционного орошения колонны
Стабилизация давления газа каталитического крекинга в пусковой период
Исключается превышение давления в системе Р-1К-1
на линии подачи фр.195-270°С в Т-1
Стабилизация расхода фракции 195-270°С (из отпарной колонны К-2-1)-
Предотвращается повышение уровня в колонне К-2-1
на линии подачи фр.270-420°С в Т-4
Стабилизация расхода фракции 270-420°С из отпарной колонны
Предотвращается повышение уровня в колонне К-2-2
на линии подачи водяного пара в К-21
Стабилизация расхода водяного пара в К-2-1
ВЗ нормально открыть
Предотвращается возможность повышения температуры вспышки фр.195-270°С -
на линии подачи водяного пара в К-22
Стабилизация расхода водяного пара в К-2-2
Предотвращается возможность повышение температуры вспышки фракции 270-420°С
на линии подачи бензина в Р-1
Стабилизация расхода прямоточного бензина в Р-1
Обеспечивается постоянный расход нестабильного бензина в Р-1
на линии подачи рисайклов в Р-1
Стабилизация расхода среднего рисайкла из К-1 в Р-1
Исключается возможность прекращения поступления сырья в Р-1
на линии выхода ПЦО из Т-512
Стабилизация расхода нижнего циркуляционного орошения К-1
Обеспечивается постоянный съем тепла колонны К-1
Стабилизация уровня в К-1
Исключается возможность переполнения К-1
Стабилизация уровня в колон не К-2-1
Предотвращается падение уровня в К-2-1 и обеспечивается постоянный съем тепла в К-1
Стабилизация уровня в колон не К-2-2
Предотвращается падение уровня в К-2-2 и обеспечивается постоянный съем тепла в К-1
на линии сброса конденсата из 0-1
Стабилизация уровня раздела
Предотвращаются потери бензина с технологическим конденсатом
на линии подачи конденсата из в К-3
Стабилизация уровня в емкости
Сохраняется постоянное поступление технологического конденсата в десорбер К-3
на линии подачи нестабильного бензина в Е-37
Стабилизация уровня бензина
Обеспечивается постоянное поступление бензина на стабилизацию
на линии откачки бензина из камеры ув
Стабилизация уровня в камере
Предотвращается попадание бензина в К-3 и в П-2
на линии подачи бензина в К-1
Стабилизация температуры верха К-1
Обеспечивается постоянный расход для исключения повышения t°С верха К-1
на линии фр. 270-420°С на прием Н-71
Стабилизация расхода
Исключает превышение давления в приемном трубопровода Н-71
линия подачи воздуха в периферийную зону воздухораспределителя Р-202
Стабилизация подачи воздуха во II зону выжига кокса регенератора
Исключается возможность повышения давления в Р-2 и дожига СО в СО2 в отстойной зоне Р-2
на линии подачи воздуха в центральную зону воздухораспределителя Р-2
Стабилизация подачи воздуха в I зону выжига кокса регенератора
на линии подачи топлива в П-1
Стабилизация температуры воздуха на выходе из топки П-1-
Вид действия клапана на линии топлива в топку определяется требованиями техники безопасности
Стабилизация температуры охлаждения вакуум -дистиллята на входе в Р-1
Предотвращается переохлаждение вакуум -дистиллята -
на линии подачи пара
Стабилизация давления водяного пара к форсункам топки П-1
Обеспечивается бесперебойный распыл жидкого топлива
на линии подачи пара на РБ
Стабилизация давления водяного пара поступающего на реакторный блок
Исключается возможность прекращения подачи пара в аппараты
на линии подачи жидкого топлива к топливному кольцу
Стабилизация давления в линии жидкого топлива в регенератор
Р-2 (разогрев в период пуска)-
Исключается повышение давления в топливном кольце Р-2
Стабилизация расхода вакуумного дистиллята в реактор в Р-1
Исключается подача сырья в Р-1 в аварийном случае при направлении воздуха КИП
на линии подачи аварийного пара в Р-1
Стабилизация подачи аварийного пара в Р-1
При отсутствии воздуха КИП продолжается циркуляция катализатора в системе Р-2Р-1
на линии пара на форсунки вторичного сырья
Стабилизация расхода пара на распыл вторичного сырья
Исключается возможность забивания форсунок катализатором в аварийной ситуации
на линии подачи пара в верхнюю часть десорбера Р-1
Стабилизация расхода водяного пара в верхнюю часть зоны десорбции реактора Р-1
Обеспечивается постоянная отпарка катализатора
Стабилизация расхода водяного пара на распыл сырья и рисайкла реактора Р-1
Предотвращается возможность забивания 3У катализатором и поддерживает катализатор в псевдожиженном состоянии
на линии пара в нижнюю часть зоны десорбции
Стабилизация расхода водяного пара в нижнюю часть зоны десорбции реактора Р-1
Предотвращается слеживание и уплотнение катализатора
на линии пара в низ прямотока
Стабилизация расхода водяного пара в прямоточный реактор Р-1 и на сырьевые форсунки отм 6м
Обеспечивается постоянный транспорт сырьевой смеси и распыл сырья
на линии подачи шлама в Р-1
Стабилизирует расход шлама
При отсутствии воздуха КИП исключает подачу шлама в Р-1
на линии подачи сырья на сырьевые форсунки Р-1
Стабилизация подачи сырья на форсунки Р-1
Исключает подачу сырья при исчезновении воздуха КИП
на линии подачи топлива к 1 и 4 форсунки Р-2
Стабилизация подачи жидкого топлива в Р-2
Исключает повышение температуры в Р-2 при отсутствии воздуха КИП
Стабилизация расхода ВЦО
Предотвращается повышение t ° С верха К-1
Стабилизация температуры в верха десорбера К-3
Предотвращается повышение t ° С верха К-3
на линии откачки тех. конденсата от К-2
Стабилизация уровня в десорбере К-3
Исключается возможность переполнения К-3
на линии подачи воздуха в К-3
Стабилизация расхода тех. воздуха на очистку тех - кого конденсата
Сохраняется качество конденсата
на линии подачи затемненного продукта УПБ в Р-1
Стабилизирует расход затемненного продукта УПБ в Р-1
Обеспечивает постояноство расхода продукта в Р-1
4.1 Краткая характеристика предохранительных клапанов
Место установки клапана
Расчетное давление защищаемого аппарата кгсм2
Оперативное технологическое давление в аппарате кгсм2
Установочное давление клапана
контрольного клапана
Аварийный бункер Б-1
Бункер свежего кат-ра
Бункер-дозатор свежего кат-ра
Буферная емкость Е-9
Линия 44 пар 4 на РБ
Р-1 реактор (применяется при пневмо испытании реакторного блока)

icon Охрана труда.doc

6.1. ВЗРЫВООПАСНЫЕ И ТОКСИЧНЫЕ СВОЙСТВА СЫРЬЯ ПОЛУЧАЕМЫХ ПРОДУКТОВ
И ОТХОДОВ ПРОИЗВОДСТВА
Наименование сырья полуфабрикатов отходов производства
Агрегатное состояние ГОСТ12.1 005-88¦
Класс опасности ГОСТ12.
Концентрационный предел воспламенения
Характеристика токсичности (воздействия на организм человека)
Предельно допустимая концентрация в-в в воздухе рабочей зоны производственных помещений ГОСТ 12.1.005-88 мгм3
Гидроочищенный вакуумный газойль в смеси с затемненным продуктом фр.450-500°С
Вызывает поражение нервной системы сердечно-сосудистой системы кроветворных органов нарушение обменных процессов. Раздражающе действует на слизистые оболочки глаз носоглотки кожных покровов -
Затемненный продукт фр.450-500°С С 001 комплекса КТ-1 установки производства битумов -
Вызывает поражение центральной нервной системы сердечно сосудистой системы кроветворных органов нарушение обменных процессов раздражающе действует на слизистые оболочки кожные покровы
Бензин стабильный установки замедленного коксования
Раздражающе действует на слизистые оболочки кожные покровы вызывает поражение центральной нервной системы сердечно-сосудистой системы нарушение обменных процессов кроветворных органов
Человек находящийся в атмосфере жирного газа каталитического крекинга испытывает кислородное голодание при превышении ПДК -удушье. При хроническом отравлении расстройство нервной системы
Раздражает слизистую оболочку и кожу человека вызывает поражение центральной нервной системы сердечно-сосудистой системы кроветворных органов нарушение обменных процессов
Поражение центральной нервной системы сердечно сосудистой системы кроветворных органов нарушение обменных процессов топливо раздражает слизистую оболочку и кожу человека
Вызывает поражение центральной нервной системы сердечно-сосудистой системы кроветворных органов нарушение обменных процессов. Раздражающе действуют на слизистые оболочки глаз и носоглотки кожных покровы
Смесь фракций >420°С - и 270-420°С (сырье для производства игольчатого кокса)
Вызывает поражение центральной нервной системы сердечно сосудистой системы кроветворных органов нарушение обменных процессов. Раздражающе действует на слизистые оболочки глаз и носоглотки кожных покровы
Раздражающе действует на слизистые оболочки глаз и носоглотки кожные покровы
Катализатор крекинга
Обладает кумулятивной способностью и оказывает раздражающее действие на слизистую оболочку верхних дыхательных путей обладает фиброгенным действием. При длительном воздействии превышающих ПДК может вызвать силикоз легких а также заболевания органов пищеварения в случае непосредственного контакта с пылевидными частицами
Раздражает слизистую оболочку глаз кожи
Технологический конденсат содержащий сернистые соединения
Сточные воды содержащие нефтепродукты
Раздражают слизистую оболочку глаз кожи
2.Классификация технологических блоков по взрывоопасности
Номера позиций аппаратуры технологического оборудования составляющие технологический блок
Относительный энергетический потенциал технологического объекта
Категория взрывоопасности
Класс зоны по уровню опасности возможных разрушений травмирования персонала
Реакторно-регенераторный блок
Блок ректификации очистки технологического конденсата
К-1К-212;ХВ-11-9; 0-1;Е-8Т-1Т-2Т-3 Т-4;Т-512;Т-7;Т-912 Н-: Н-21р;Н-314р; Н-4;Н-51р;Н-612р; Н-7Н-81р;Н-912р; Н- 1012р;Х-40;Н-401р; К-3;Е-9;Е-0512;Т-6; Т-7;Т-8;Н-11;Н-1212р;
Характеристика производственных помещений по пожаровзрывоопасности
Наименование помещения зданий наружных установок
Категория помещений и наружных установок по взрывопожарной и пожарной опасности
Степень опасности зданий сооружений
помещений и наружных
Группа производственных процессов по санитарной характеристике по СНиП
класс помещений по ПУЭ-86
категория и группа взрывоопасных смесей по ПУЭ-86
Насосная постамента №1
Воздушная компрессорная
Охрана труда и природоохранные мероприятия.
Характеристика технологического процесса с точки зрения его взрывоопасности и вредности наиболее опасные места на установке.
Процесс каталитического крекинга бензиновых фракций связан с переработкой легковоспламеняющихся жидкостей до 018 мПа и температуре до 7000С. Процесс идет с образованием горючих газов и паров.
По взрыво- и пожаро- опасности установки каталитического крекинга относятся к категории А.
В соответствии с нормами проектирования СНИП-II-92-76 установки каталитического крекинга относятся к группе производственного процесса - IIIб.
По ПУЭ помещения газовых компрессорных относятся к классу В-1а открытых насосных и наружной аппаратуры - к классу В-1г операторных и трансформаторных подстанций - к невзрывоопасным и непожарным помещениям.
Основные правила безопасности ведения технологического процесса.
Для обеспечения безопасного ведения процесса с точки зрения его взрыво- и пожарной опасности выполняются следующие мероприятия:
Разрывы между зданиями сооружениями и аппаратурой выбирают исходя из требований противопожарных норм.
Сооружения и здания на территории выполняются I или II ступени огнеопасности.
Наиболее подвергающиеся при пожаре действию огня металлоконструкции “юбки” колонн и кабельные прокладки оборудуются соответствующей теплоизоляцией с пределом огнестойкости 075-2ч.
Для исключения разлива нефтепродуктов в насосных и на постаментах устраиваются поребрик высотой 140-150 мм.
Сбросы от аппаратов с взрывоопасной горючей и токсичной средой направляются на факел через закрытую емкость.
Дренаж аппаратов и трубопроводов осуществляется в закрытую систему.
На воздушниках открытых емкостей с горючими и легковоспламеняющимися жидкостями устанавливаются огнеоградители.
Для тушения пожаров предусматриваются стационарные полустационарные средства пено- и пожаротушения лафетные стволы и кольца водяного орошения.
Безопасная работа установки зависит от квалификации надлежащего контроля со стороны персонала а также строго соблюдения требований и правил техники безопасности пожарной безопасности и строгого соблюдения технологического режима в соответствии с технологической картой.
Индивидуальные средства защиты работающих.
Работники установки в качестве защитной одежды от воздействия нефтепродуктов химических реактивов тепла должны применять индивидуальную специальную одежду хлопчатобумажные рукавицы защитные приспособления резиновые технические перчатки специальную обувь ботинки подбитые гвоздями не дающими искры резиновые сапоги искомофоны антифоны для машинистов противотуманные противоударные каски.
Нахождение обслуживающего персонала на рабочем месте без специальной одежды и специальной обуви не допускаются.
Весь обслуживающий персонал установки обязан иметь на рабочем месте фильтрующий противогаз марки “БКФ” защищающий органы дыхания от паров углеводородов и кислых газов. а при выполнении технологических операций в помещениях или аппаратном дворе иметь при себе индивидуальный противогаз.
На установке должны находиться шланговые противогазы марок ПШ-1 или ПШ-2 которые применяются при содержании кислорода в воздухе менее 18% об и содержании вредных газов выше предельно-допустимых концентраций предусмотренных нормами при работе внутри аппаратов в колодцах лотках.
Кроме индивидуальных противогазов на установке в специальном опломбированном шкафу должен храниться аварийный комплекс газоспасательных средств защиты. В комплект входят фильтрующие и шланговые противогазы марки ПШ-1. Аварийный запас противогазов из расчета наибольшего количества людей работающих в смену.
Стирка специальной одежды производится централизовано в заводской прачечной. Запрещается стирать специальную одежду легковоспламеняющимися и другими жидкостями и сушить на территории установки во избежание отравления и пожара.
4. Индивидуальные средства защиты работающих.
3 Основные правила безопасного ведения технологического процесса.
Конструктивное оформление технологического процесса его оснащение системой контроля и управления наличие необходимых блокировок обеспечение необходимой герметизации оборудования исключение непосредственного контакта персонала с исходными материалами в процессе работы глубокое знание и строгое соблюдение обслуживающим персоналом правил по технике безопасности и промсанитарии гарантирует безопасность работающих и безаварийное ведение технологического процесса.
Строго соблюдать все производственные инструкции по технике безопасности как в процессе пуска эксплуатации так и в период подготовки и проведении ремонта установки.
При работе установки категорически запрещается оставлять без наблюдения щит контрольно-измерительных приборов.
Режим на всех блоках вести в соответствии с технологическим регламентом установки.
температуры и давления в аппаратах и трубопроводах производить медленно и плавно во избежании возможных деформаций.
Следить за уровнем жидкости в аппаратах колоннах емкостях. Не допускать резкого снижения уровня в сепараторах абсорберах и порыва газов из системы высокого давления в низкое.
Не допускать попадания жидкости на прием компрессоров.
Не допускать производства ремонтных работ инструментом могущим дать искру.
Обеспечить бесперебойную работу вентиляционных систем.
Осуществлять надзор за плотностью соединений аппаратов оборудования трубопроводов и принимать срочные меры по их устранению.
На установке должен строго выполняться график анализа качества сточных вод промканализации и воздушного бассейна из помещений и на территории установки.
Следить и обеспечить исправность работы приборов контроля и автоматики сигнализации и блокировок.
Работа на неисправном оборудовании запрещается.
Работать с неисправной системой охлаждения уплотнений запрещается во избежание чрезмерного нагрева и пожара.
Оставлять открытыми задвижки на неработающих аппаратах или трубопроводах запрещается.
Во время эксплуатации установки должна быть обеспечена нормальная работа манометров указывающих величину давления в соответствующих аппаратах.
Запрещается повышать давление в аппаратах и трубопроводов выше установленных давлений указанных в нормах технологического режима.
Запрещаются ремонтные работы и другие виды работ на действующем оборудовании и трубопроводах.
Инертный газ в змеевики трубчатых печей и другие аппараты должен подаваться только после того как давление в них станет ниже давления инертного газа.
Пуск насоса без манометра и с неисправным манометром в эксплуатацию запрещается.
При появлении стука или скрипа в насосах и компрессорах их необходимо немедленно остановить и в работу включить резервный.
Запрещается работа на низких уровнях в аппаратах во избежание сброса насосов.
Работа с неисправными или не отрегулированными предохранительными клапанами не разрешается.
Персоналу установки не занятому в данной смене не разрешается находиться на ее территории и в производственных помещениях.
Обслуживающий персонал установки не должен допускать на территорию посторонних лиц не имеющих соответствующего разрешения начальника установки или начальника цеха.
Все производственные помещения рабочие места проходы тамбуры технологическое оборудование аппараты должны содержаться в полной исправности и чистоте.
Каждый рабочий перед сдачей смены должен произвести тщательную уборку своего рабочего места.
Осмотр и проверка исправности оборудования должны проводиться обслуживающим персоналом систематически во время работы и при приеме и сдаче вахты.
Вентиляционные системы должны работать во все часы работы установки.
Решетки канализации должны содержаться в чистоте обеспечивая постоянный сток сливной воды в канализацию. Ни в коем случае не допускать попадания грязи ила изоляционных материалов и обтирочных концов в канализацию.
Механизмы аппараты арматура трубопроводы перед пуском установки должны быть проверены старшим оператором о чем должна быть сделана запись в вахтовом журнале.
После пуска установки и вывода на режим согласно норм технологического режима включить в работу систему блокировок.

icon Описание технол схемы.doc

3.3.Описание технологической схемы
Сырьем секции является смесь вакуумных дистиллятов фракции (350-500°С) полученных при вакуумной перегонке мазута секции и установки по производству битумов а также легкого и тяжелого газойлей коксования прошедших процесс гидроочистки и стабилизации на. Допускается вовлекать в сырь легкий каталитический газойль фр.195-270°С собственной выработки.
Подача сырья в реактор Р-1 осуществляется основным потоком в узел смешения с катализатором по линии л.1105. Схемой предусмотрена подача сырья в Р-1 через сырьевые форсунки №№1-5 в количестве до 30% масс от общей загрузки и расположенных на высоте 81м от низа лифт-реактора. В качестве сырья используется гидроочищенный вакуумный дистиллят (фр.350-500°С) в смеси с затемненным продуктом фр.450-500°С УПБ.
Использование тяжелых фракций в качестве сырья крекинга при неработающем блоке гидроочистки и работа комплекса в целом определяется качеством товарных продуктов.
Подача сырья в реактор Р-1 стабилизирована регулятором расхода поз.2-150 клапан (ВО) которого установлен на выкиде насосов Н-2 Н-2р Н-21.
Расход сырья в Р-1 через форсунки №№1-5 регулируется регулятором расхода поз.220-1 клапан (ВО) которого установлен на линии подачи сырья к форсункам.
Общий расход сырья поступающего в реактор Р-1 контролируется расходомером поз.220.
Давление в линии сырья перед подачей в реактор регистрируется прибором поз.220-3 показания выведены на щит оператора.
Для обеспечения оптимальной скорости газокатализаторного потока нижняя часть лифт-реактора выполнена уменьшенного диаметра: диаметр прямоточной части на высоту 81м сужен с диаметра 1400 до 1200мм путем утолщения слоя торкрет-бетона.
Для обеспечения более качественного смешения сырья с катализатором подача сырья в реактор (основной поток) выполнена через 7 форсунок тонкого распыла диаметром 90мм (сопла Вентури). Форсунки такого же типа диаметром 50мм смонтированы на высоте 81м-пять штук и по одной за №№ 678 на высотах 112; 189 и 235м.
Технологическая схема позволяет осуществлять подачу дистиллятов в каждую из трех форсунок расположенных на указанных отметках лифт-реактора.
Для обеспечения распыла сырья подаваемого через 7 форсунок захватного устройства и 5 сырьевых форсунок на высоте 81м подается водяной пар низкого давления (ПНД). Расход (ПНД) стабилизируется регуляторами расхода поз.158 поз.160 клапаны (ВЗ) которых установлены на линиях подачи водяного пара в низ лифт-реактора на сырьевые форсунки расположенные на высоте 81м и в транспортную линию регенерированного катализатора после шиберной задвижки поз.104 из Р-2 в Р-1 (л.162).
Подача тяжелой фракции 450-500°С с установкипроизводства битумов (УПБ) в реактор Р-1 осуществляется через форсунки 6 или 7 по следующей схеме:
Фракция 450-500°С - затемненный продукт с вакуумного блока установки производства битумов – поступает в емкость Е-73. Уровень в емкости стабилизируется регулятором (ВЗ) уровня поз.7-91.
Подача газойля из емкости Е-73 на секцию осуществляется насосом Н-78-1р. Расход его регулируется поз.6-201-1 клапан (ВЗ) установлен на линии нагнетания насосов Н-78-1р.
Технологической схемой реакторного блока предусмотрена подача фракции 450-500°С с УПБ в линию гидроочищенного сырья после Т-12.
Предусмотрена также подача фракции 195-270°С каталитического крекинга в емкость Е-703 с последующим направлением его на смешение с сырьем подаваемым в реактор. Схемой предусмотрен возврат фр.195-270°С в Е-16 в качестве компонента сырья секции гидроочистки.
Схема межцеховых коммуникаций позволяет подавать тяжелый газойль установки замедленного коксования в емкость Е-73 для последующей подачи его в Р-1 (через форсунки N 67).
Подача затемненного продукта фр.450-500°С секции вакуумной перегонки мазута осуществляется в линию гидроочищенного вакуумного газойля после теплообменника Т-2 по следующей схеме: Фракция 450-500°С забирается с 16 тарелки колонны К-611 насосом Н-6565р и подается в поток гидроочищенного стабилизированного вакуумного газойля. Количество фракции 450-500°С выводимой в линию сырья с секции вакуумной перегонки мазута на секцию каталитического крекинга регулируется поз.6-114. Диафрагма и клапан (ВО) установлены на линии нагнетания насосов Н-65 Н-65р.
Для проведения процесса крекинга в жестких условиях и прекращения вторичных реакций снижения выхода продуктов разложения образовавшихся дистиллятных фракций в конце реакции а также рационального использования дистиллятов вторичного происхождения получаемых на заводе (погоны УЗК) выполнена подача холодных орошений "квенча" через форсунки №№6-8 по высоте лифт-реактора.
В качестве "квенча" используется бензин УЗК нестабильный бензин каталитического крекинга и (или) газойль УЗК. В качестве нестабильного бензина каталитического крекинга может подаваться бензин из 0-1 или нестабильный бензин верхнего циркулирующего орошения колонны К-1.
Нестабильный бензин крекинга или бензин УЗК подаются в реактор Р-1 через форсунку N8 насосами Н-2 Н-2р. Количество бензина регулируется поз.38. Клапан (ВЗ) установлен на линиинагнетания насосов.
Тяжелый газойль УЗК подается при необходимости через форсунки №6 или №7 и учитывается расходомером поз.201-1.
Для аварийного прекращения подачи дистиллятов через форсунки №№678 на линиях подачи дистиллятов перед реактором установлены клапана-отсекатели п.п.131415. Приведение их в действие осуществляется дистанционно со щита операторной.
Для обеспечения распыла продуктов подаваемых через форсунки №№6-8 предусмотрена подача водяного пара ПНД расход которого регулируется со щита операторной (клапан (ВЗ)) поз.156 и регистрируется прибором поз.156 установленным на линии подачи водяного пара к форсункам №№67 и поз.156-1 установленным на линии подачи ПНД на форсунку №8.
На секции в технологических целях используется водяной пар с давлением 12ата и 4ата (ПНД). Пар 12ата поступает на секцию из сети пара 12ата магистрального трубопровода. Пар 4ата получают редуцированием пара 12ата. Постоянство давления пара 4ата на реакторный блок секции поддерживается регулятором давления поз.123 клапан (ВЗ) которого установлен на линии подачи пара 12ата в сеть пара 4ата. В случае превышения давления в сети пара 4ата на коллекторе пара 4ата установлен предохранительный клапан СППК с установочным давлением 5кгссм2 и сбрасывающим пар в атмосферу.
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 через форсунки №№67 или в узел смешения захватного устройства Р-1.
Расход шлама подаваемого в реактор измеряется прибором поз. 161 диафрагма установлена на линии нагнетания Н-31-4р.
Распыленное водяным паром сырье смешивается в нижней части лифт-реактора Р-1 с регенерированным катализатором поступающим из регенератора Р-1 по транспортному трубопроводу катализатора.
Пары нефтепродуктов образовавшиеся при контактировании парожидкостной смеси сырья с горячим катализатором двигаясь в прямоточном лифт-реакторе Р-1 подвергаются каталитическому крекированию.
Прокрекированное нефтяное сырье и катализатор поступают в верхнюю часть лифт-реактора оборудованную баллистическим сепаратором на выходе из которого за счет резкого изменения направления потока на 180°С и большой разницы удельного веса продуктов крекинга и катализатора происходит быстрое разделение продуктов крекинга (паров) от 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.
Расход ПНД измеряется расходомером поз.173.
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 2 коллектора зоны десорбции Р-1.
Расходы ПНД в первый и второй коллектора зоны десорбции регулируются поз.157 и поз.159. Клапаны (ВЗ) установлены на линиях подачи пара в эти коллектора.
Температура в реакторе поддерживается открытием шиберной задвижки поз.104 установленной на линии подачи регенерированного катализатора из регенератора в реактор. По высоте лифт-реактора температура контролируется следующими позициями:
- в прямоточном лифт-реакторе поз.113-121110;
- в зоне десорбции по сечениям верх поз.113-1-4 низ поз. 113-5-8;
- в отстойной зоне поз.112-3-5;
- в сборной камере поз.112-1-2.
Температура продуктов крекинга на выходе из лифт-реактора измеряется поз.104-1 и поз.112-7.
Давление в реакторе Р-1 контролируется поз.130 перепад давления на циклонах реактора поз.135 перепад давления по высоте лифт-реактора и сепаратора разделения контролируется поз. 140-1 перепад давления по высоте сепаратора разделения поз. 139-1.
Плотность (концентрация) потока в прямотоке лифт-реактора контролируется поз.140-2.
Плотность кипящего слоя в зоне десорбции контролируется поз. 196 контроль уровня в зоне десорбции реактора осуществляется основным уровнемером поз.181-1 и дублирующим уровнемером поз. 180-1.
При работе РРБ на малой производительности а также в период пуска или остановки секции предусмотрена подача пара 12ата в Р-1 для обеспечения проектных скоростей потока при различной подаче сырья в реактор (рис.№1).
Расход аварийного водяного пара регулируется прибором поз.155 регулирующий клапан которого поз.155к установлен на линии подачи пара в Р-1.
В аварийных ситуациях при срабатывании системы блокировок или включении ключа аварийной остановки оперативная подача аварийного пара в Р-1 осуществляется открытием эл.задвижки 11з расположенной на байпасной линии клапанной сборки поз.155.
Перепад давления на шиберных задвижках замеряется:
- поз.181-2 на шиберной задвижке 181к расположенной на линии транспорта закоксованного катализатора из Р-1 в Р-2 (л.161);
- поз.104-2 на шиберной задвижке 104к расположенной на линии транспорта регенерированного катализатора из Р-2 в Р-1 (л.162).
Для нормальной работы линзовых компенсаторов расположенных на транспортных линиях л.161 и л.162 а также для предотвращения отложений катализатора и исключения образования застойных зон в районе шиберов выполнена подача пара ПНД на продувку компенсаторов и корпусов шиберных задвижек.
Регистрация расхода ПНД осуществляется поз.171 (на л.161) и поз.171 (л.162).
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.
Уровень катализатора в реакторе поз.181-1 регулируется шиберной задвижкой 2-181к с коррекцией по перепаду давления поз.181-2 на шибере 181к.
Регенерация катализатора осуществляется при температуре до 690°С и давлении 17кгссм2.
Дымовые газы регенерации отделившись от увлеченной ими катализаторной пыли в отстойной зоне регенератора и в 6-ти группах двуступенчатых циклонов со спиральным вводом продуктов разделения с температурой до 700°С поступает в выносные пылеулавливающие циклоны Е-1-1-4 где происходит доочистка дымовых газов и возврат уловленного катализатора в Б-3с 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-11-4 и исключения забивки спускных пылевозвратных стояков (из Е-11-4 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.
Вывод дымовых газов в Д-1 осуществляется через двухшиберную задвижку поз.121 поддерживающей перепад давления между реактором Р-1 и регенератором Р-2.
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 поз.205 на содержание СО и поз.206 на содержание 02.
Регенерированный катализатор из регенератора Р-2 самотеком по наклонной транспортной линии (л.162) поступает в реактор Р-1 на смешение с сырьем.
Кратность циркуляции катализатора в системе РРБ поддерживается регулятором - шиберной задвижкой 104к по температуре в реакторе Р-1 (поз.104-1 и 112-7) с коррекцией – по перепаду давления поз.104-2 на шибере 104к.
Выжиг кокса с катализатора в регенераторе Р-2 осуществляется посредством воздуха поступающего от компрессоров ЦК-112р 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 по поз.103 между плотным слоем катализатора в кипящем слое Р-2 (термопара поз.103-3) и отстойной зоны (термопары поз.103-1) содержание свободного кислорода в дымовых газах после регенератора поз.206 состояние катализатора (содержание кокса на нем) на выходе из Р-1 и Р-2.
Распределение воздуха по коллекторам осуществляется дистанционно с пульта регулирующими заслонками поз.102-2(ВЗ) и 103-3(ВЗ) расход воздуха контролируется поз.102-2 и 103-3.
Расходомер 501 регистрирует количество воздуха подаваемого на горелки топки П-1.
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.
Температурный контроль за процессом регенерации катализатора осуществляется по зонам посредством термопар:
- сборная камера поз.114-1-4;
- верхняя часть отстойной зоны поз.114-5-7 и 103-12;
- зоны разряженного кипящего слоя поз.115-1-9 103-3;
- верхняя зона плотного кипящего слоя 116-5-8;
- средняя зона плотного кипящего слоя поз.116-31-34;
- низ зоны плотного кипящего слоя поз.116-9-12.
Основной выжиг кокса и дожиг СО должны осуществляться в следующих зонах:
- верхняя зона регенерации поз.116-5-8;
- средняя зона регенерации поз.116-31-34;
- нижняя зона регенерации поз.116-9-12.
Контроль за температурой в линии дымовых газов осуществляется поз.116-17 116-8 116-23116-24113-19.
Давление в регенераторе контролируется поз.131.
Уровень кипящего слоя в регенераторе Р-2 контролируется поз. 186 и дублируется поз.187 плотность (концентрация) кипящего слоя в верхней части контролируется поз.190 в нижней части кипящего слоя - поз.185.
Перепад давления на циклонах контролируется поз.134.
Для разогрева системы реактор-регенератор в момент пуска и при работе РРБ на малых загрузках схемой предусмотрена подача жид кого 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.
Давление и расход жидкого топлива к форсункам регенератора поддерживается поз.125-1. Клапан (ВО) установлен на линии подачи жидкого топлива к форсункам Р-2 от Н-61 Н-61р.
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-62р.
Температура нагрева воздуха в П-1 контролируется поз.106.
Дистанционный розжиг форсунок в топке П-1 осуществляется поз. 211-1 211-2.
Давление жидкого топлива к форсункам регенератора стабилизируется поз.125-1 (клапан (ВО)).
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 05-07кг 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 ~16тн. 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 10-15тнч.
В период остановки секции на капитальный ремонт выгрузка катализатора из регенератора Р-2 в аварийный бункер Б-1 производится по выгружным стояком самостоятельными выводами расположенными на коническом днище регенератора Р-2.
Давление в бункерах Б-1 и Б-2 контролируется поз.132 и поз.133.
В бункере Б-1 контролируется температура поверхности стенки термопарами 213-12 213-4 что косвенно позволяет судить о перегрузке уловленного катализатора из бункера Б-3 выносной системы пылеулавливания.
Бункер Б-4 служит для выгрузки остаточного катализатора из регенератора Р-2 в период остановки РРБ. Разряжение в бункере Б-4 создается эжектором ЭЖ-2 при подаче в последний технического воздуха.
Отбор импульсов к приборам КИПА замеряющим давление и перепады давления в аппаратах реакторного блока осуществляется методом продувки. Давление воздуха КИПиА к приборам секции контролируется поз.124.
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. 6.
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 через клапан поз.63 (ВЗ) поступает в отпарную колонну К-22 где от нее отпариваются легкие фракции и возвращаются в колонну К-1 под шестую тарелку. Температура фракции 270-420°С на выходе из К-1 контролируются поз.4.
Для отпарки легких фракций в нижнюю часть К-22 подается водяной пар 12ата. Расход пара регулируется регулятором поз.35 (ВЗ) и контролируется поз.35.
Фракция 270-420°С забирается насосами Н-51 5р с низа отпарной колонны К-22 и подается в теплообменник Т-4 затем в холодильник воздушного охлаждения ХВ-9 после которого выводится с установки на топливную станцию в качестве сырья для производства техуглерода либо в линию котельного топлива в качестве компонента котельного топлива.
Количество выводимой фр.270-420°С регулируется поз.33 (клапан (ВЗ) по уровню поз.63 в К-22 и контролируется поз.33. Расходомер установлен на линии нагнетания Н-51 Н-5р.
Давление в линии вывода фр.270-420°С при использовании ее в качестве добавки сырья висбрекинга регулируется поз.85. Клапан (ВО) расположен на линии выхода фр.270-420°С с установки (в районе узла ввода №2).
Технической схемой предусмотрена подача фр.270-420°С на прокачку шламоотстойника К-1 насосами Н-51р. Температура внизу К-22 контролируется поз.20-2. Температура фр.270-420°С выводимой с установки контролируется поз.10 расположенной в районе узла ввода №2.
С четырнадцатой тарелки К-1 (второго потока) фр.195-270°С самотеком через клапан поз.62(ВЗ) поступает в отпарную колонну К-21 где отпариваются легкие фракции и возвращаются в К-1 под шестнадцатую тарелку. Температура фр.195-270°С на входе в К-21 контролируется поз.20-1.
Количество водяного пара 12ата подаваемого на отпарку легких фракций в К-21 регулируется поз.34(ВЗ) и регистрируется поз. 34. Фр.195-270°С с низа К-21 поступает на приемы насосов Н-1 Н-4 Н-5р и откачивается через межтрубное пространство теплообменника Т-1 воздушный холодильник ХВ-331 и выводится с установки как печное топливо либо как компонент гидроочищенного топлива секции гидроочистки или негидроочищенного топлива вакуумной перегонки. Предусмотрена также подача фр.195-270°С в линию атмосферного газойля ЛК-6У для использования на секции вакуумной перегонки мазута. А также подача фр.195-270°С в узел смешения с гудроном Секции вакуумной перегонка мазута расположенным на узле ввода N2 для получения продукта "Универсин-С". Количество фр.195-270°С подаваемой на смешение с гудроном вакуумной перегонки регистрируется поз.50 на линии вывода фракции 195-270°С в линию негидроочищенного дизельного топлива гидроочистки. Количество выводимой фр.195-270°С регистрируется поз.32 и регулируется поз.32 (клапан(ВЗ)) по уровню продукта в К-21 поз.62.
Температура низа К-21 контролируется поз.1. Температура фр.195-270°С выводимой в качестве печного топлива контролируется поз.3-10 и регистрируется расходомером поз.50-1. Температура фр.195-270°С выводимой в качестве компонента ДТ секции вакуумной перегонки мазута и секции гидроочистки контролируется поз.21-3.
С верха колонны К-1 ректификат (углеводородный газ нестабильный бензин водяной пар) поступает в холодильники воздушного охлаждения ХВ-11-9 где конденсируются пары бензина и водяного пара. Затем газоконденсатная смесь поступает в доохладители Х-1123 где в качестве хладоагента используется оборотная вода I системы. После этого газоконденсатная смесь поступает в газоводоотделитель 0-1 где происходит разделение на жирный газ нестабильный бензин и воду. Температура газоконденсатной смеси замеряется:
- после воздушных холодильников ХВ-11-9 поз.5;
- после доохладителей Х-11-3 поз.20-13;
- в газоводоотделителе 0-1 поз.20-8.
Жирный газ из 0-1 поступает на прием компрессоров ЦК-311 ЦК-312. Количество жирного газа поступающего на прием газовых компрессоров регистрируется поз.47. Давление в 0-1 регистрируется поз.13.
В аварийных ситуациях или при пуске и остановке установки для поддержания требуемого давления в 0-1предусмотрен сброс жирного газа из 0-1 на факел низкого давления аварийного газового узла завода через регулятор поз.13 (ВЗ).
Нестабильный бензин из 0-1 поступает на прием насосов Н-101 2р и откачивается в Е-37 на установку абсорбции и газофракционирования. Количество откачиваемого бензина регистрируется поз. 30.
Уровень бензина в 0-1 поз.66 поддерживается поз.30 (ВЗ). Технологической схемой предусмотрена подача нестабильного бензина в качестве "острого" орошения верха К-1.
Количество нестабильного бензина подаваемого на орошение в К-1 регистрируется поз.66-1 и регулируется поз.66-1 (ВЗ)установленных на линии нагнетании насосов Н-1012р.
Технологический конденсат с нижней части 0-1 самотеком через регулятор уровня раздела фаз вода-бензин поз.64 (ВО) поступает в буферную емкость Е-9.
Фракция >420С с механическими примесями (катализатором) по сливным патрубкам поступает в отстойную зону колонны К-1 отделенную от отмывочно-сепарационной зоны колонны конусообразным днищем.
Температура в отстойной зоне К-1 регистрируется поз.7.
С верха отстойной зоны фракция >420°С поступает на прием насосов Н-31234р и выводится с установки через одну секцию ХВ-9 и теплообменник Т-7. Температура выхода фр.>420°С из ХВ-9 регистрируется поз.9. Количество выводимой фр.>420°С регулируется поз.61 (ВЗ) и регистрируется поз.51.
Технологической схемой предусмотрен вывод фр.>420С и фр.270-420°С через теплообменник Т-4 и ХВ-9 для использования ее в качестве компонентов сырья для получения технического углерода и компонента котельного топлива или компонента сырья для коксования.
В нижней части отстойной зоны К-1 концентрируется шлам откачиваемый насосами Н-31234р в линию сырья Р-1.
Температура в нижней части отстойной зоны К-1 регистрируется поз.17. Количество выводимого шлама из К-1 регистрируется расходомером поз.161.
В ректификационной колонне предусмотрено четыре циркуляционных орошения. Верхнее (ВЦО) первое (I ПЦО) второе (II ПЦО) нижнее (НЦО) орошения.
Верхнее циркуляционное орошение с полуглухой 27-ой тарелки забирается насосами Н-612р и подается в теплообменники Т-912 где отдает тепло нестабильному бензину секции абсорбции и газофракционирования затем поступает в холодильники воздушного охлаждения ХВ-21-4 и выводится на 30-ю и 25-ю тарелки К-1.
Технологической схемой предусмотрена подача "острого" орошения (нестабильного бензина) насосами Н-1012р в линию ВЦО на прием насосов Н-6* в линию нагнетания Н-6* и на 25-ю тарелку К-1.
На 25-ю тарелку также предусмотрена подача некондиционных продуктов: бензина секции вакуумной перегонки мазута бензина УЗК бензина УСБ. Количество ВЦО регулируется поз.1 (ВЗ). Температура ВЦО поступающего на прием Н-6* регистрируется поз.28. Температура ВЦО на входе в К-1 регистрируется поз.5. Температура верха К-1 регистрируется поз. 1. Давление в верхней части К-1 регистрируется поз.11. Количество ВЦО подаваемого на 25-ю тарелку регистрируется поз.504 и регулируется поз.504 (ВЗ).
Первое промежуточное циркуляционное орошение с 12-й тарелки К-1 поступает на прием насосов Н-7 Н-8р затем подается в теплообменник Т-2 где отдает тепло гидрогенизату секции гидроочистки вакуумного газойля и возвращается в К-1 на 13-ю тарелку.
Количество I ПЦО регулируется поз.3(ВЗ) и регистрируется поз.37. Температура возврата I ПЦО в К-1 регулируется поз.6 (ВЗ) путем байпасирования теплообменника Т-2 по температуре на 13-ой тарелке К-1.
Второе промежуточное циркуляционное орошение с 2-й тарелки К-1 забирается насосами Н-8 и Н-8р и подается в подогреватели Т-33 Т-34 секции вакуумной перегонки мазут а затем в теплообменник Т-3 где отдает тепло гидрогенизату секции гидроочистки и возвращается в К-1 на 3-ю тарелку. Расход II ПЦО регистрируется поз.4 и регулируется поз.4 (ВЗ) по температуре по 3-й тарелке К-1.
Температура охлаждения II ПЦО регулируется поз.10(ВО) по температуре по 3-й тарелке К-1 путем байпасирования части потока II ПЦО помимо теплообменника Т-3.
Нижнее циркуляционное орошение выводится с отстойной зоны К-1 насосами Н-912р и параллельными потоками подается в теплообменники Т-512 где отдает тепло гидрогенизату секции гидроочистки и в подогреватели Т-32Т-37 секции вакуумной перегонки мазута затем возвращается в отмывочно-сепарационную зону колонны К-21 тремя параллельными потоками на ситчатые тарелки 1с 2с3с. Расход НЦО регулируется поз.42(ВЗ) и регистрируется поз.42. Температура подачи НЦО в К-1 регистрируется поз.6. Температура на ситчатых тарелках регистрируется поз.16(1с) на поз.15(2с) на поз.14(3с).
Температура в отмывочно-сепарационной зоне К-1 (отстойная зона) замеряется поз.20-7. Технологической схемой предусмотрена подача сырья на прием насосов Н-912р используемой в период пуска установки.
Технологический сульфидсодержащий конденсат секций гидроочистки каталитического крекинга вакуумной перегонки мазута подлежащий очистке самотеком поступает в буферную емкость Е-9 оборудованную перегородкой и образованных ею камеры для конденсата (основной объем) и камеры для сбора углеводородов (15% объема Е-9).
Емкость Е-9 оборудована уровнемерами:
- поз.65 конденсатная камера;
- поз.67 камера сбора углеводородов.
Работоспособность уровнемеров на 0-1 и Е-9 (поз.66 поз. 64поз.65поз.67) обеспечена за счет дыхательной линии выполненной из Е-9 в линию сброса жирного газа на ФНД АГУ.
В случае отказа уровнемеров на аппаратах Е-13 0-1 или Е-37 по разделу фаз вода-бензин конденсат с нефтепродуктом поступает в Е-9 и при стабильном уровне конденсата в Е-9 поз.6560-70% происходит раздел фаз вода-бензин и перелив нефтепродукта через перегородку в камеру углеводородов.
Из камеры углеводородов Е-9 нефтепродукт откачивается насосами Н-131р через клапан регулятор уровня в камере углеводородов поз.67к (ВЗ) в линию ректификата поступающего в 0-1.
Технологической схемой предусмотрена рециркуляция продукта (при закрытом клапане поз.67к) в линию вывода продукта из камеры углеводородов Е-9 к насосам Н-131р. Схема рециркуляции предназначена для поддержания в рабочем состоянии насосов и трубопроводов в зимний период.
Сульфидсодержащий конденсат откачивается из Е-9 насосами Н-11 Н-12р через регулятор уровня Е-9 поз.65 (ВЗ) теплообменник Т-6 (теплоносителем является очищенный технологический конденсат выводимый из К-3) теплообменник Т-7 (теплоносителем является фр.>420°С выводимая с установки) и теплообменик Т-8 (подогрев производится паром 4 ата.) и подается в К-3.
Температура нагрева неочищенного конденсата выходящего из Т-8 регулируется подачей пара 4ата в Т-8 через клапан поз. 321к (ВО) и регистрируется поз.321-4. Сброс парового конденсата из Т-8 выполнен в газосепаратор Е-52.
Температура верха К-3 регистрируется поз.321.
Температура низа К-3 регистрируется поз.321-3 и поз.19.
В нижнюю часть К-3 подается технический воздух из заводской сети.
Технологической схемой предусмотрена подача воздуха от воздушных компрессоров ЦК-1*.
Расход воздуха в К-3 регулируется поз.51-1 (ВО) количество подаваемого воздуха регистрируется поз.51-1.
Процесс окисления сульфидов происходит на поверхности катализатора. Роль катализатора выполняют кольца "Рашига" из пористого титана загруженного в К-3 в три слоя по всей высоте колонны К-3. Отработанный воздух из К-3 поступает в 1 секцию ХВ-3 где происходит частичное охлаждение отработанного воздуха и увлеченных им паров воды. Из 1 секции ХВ-3 воздух поступает в сепаратор I ступени Е-51 где происходит частичное отделение воздуха от воды. Из Е-51 воздух поступает во 2 секцию ХВ-3 затем в сепаратор II ступени Е-52 для конечного отделения от влаги.
Конденсат уловленный в сепараторах Е-51 и Е-52 самотеком сливается в Е-9 через гидрозатвор исключающий проникновение воздуха в Е-9. Отработанный воздух содержащий продукты очистки из Е-22 по линии газов разложения поступает на сжигание в П-2.
На входе в П-2 установлен огнепреградитель исключающий проникновение пламени через линию газов разложения в систему блока очистки технологического конденсата. Очищенный конденсат с нижней части К-3 забирается насосами Н-1212р и через теплообменник Т-6 выводится с установки. Температура конденсата выводимого с установки регистрируется поз.18. Расход очищенного технологического конденсата регистрируется поз.323 и регулируется поз.322 (ВЗ). Давление в К-3 измеряется поз.324.
Система ввода пассиватора
Жидкий пассиватор из реагентного хозяйства по трубопроводу поступает в ёмкость приёмник Е-2 объёмом 05м3 и через плунжерный насос дозатор НД-1 подается в линию смешения катализатора с сырьём а затем общим потоком подаётся в лифт реактор Р-1.
Вспомогательные схемы
Система технического воздуха
Технический воздух используется на установке для проведения операций по перегрузке катализатора загрузке промотора опрессовке оборудования и других хозяйственных нужд.
Технический воздух поступает на комплекс из заводской сети низкого давления во влагомаслоотделитель Е-671 давление технического воздуха поступающего на комплекс контролируется поз.502 а его расход поз.503.
Далее технический воздух необходимый для операций перегрузки катализатора подводится к бункерам Б-1 Б-2 Б-3 Б-4 Б-5 Р-2.
Технический воздух используемый на блоке ректификации поступает на блок из линии воздуха после Е-671 проходит очистку во влагомаслоотделителях Е-17123 и разводится по стоякам расположенным вдоль блока теплообменников и постамента N1. После Е-171 воздух поступает во влагомаслоотделитель Е-172 и подается на стояк технического воздуха расположенный по всей высоте К-1.
Система жидкого топлива
Жидкое топливо используется на секции в пусковой период для разогрева реакторного блока и подается к форсункам регенератора Р-2 и форсункам П-1. В качестве топлива используется дизельное топливо поступающее в топливное кольцо Р-2 и к форсункам П-1 из линии прокачки торцевых уплотнений и отборов приборов КИП избыток топлива сбрасывается в емкость Е-16 расположенную на секции гидроочистки. Постоянство давления в линии жидкого топлива обеспечивается регулятором давления поз. 125 (ВО) количество топлива подаваемого в Р-2 регулируется поз.221(ВО) 222(ВО) установленным на 1 и 4 форсунках Р-2 количество топлива подаваемое на форсунки П-1 регулируется поз.106(ВО).
Расход жидкого топлива регистрируется расходомером поз.125-2.
Также проектом предусмотрена схема сброса жидкого топливо в НЦО К-1 и в линию фр.> 420°С с установки.
Есть возможность вовлекать в схему жидкого топлива Р-2 П-1 топливо печей секции вакуумной перегонки мазута и гидроочистки вак. газойля от насосов Н-61 61р.
Водоснабжение и канализация
Производственное водоснабжение установки предусмотрено водой I и II системы. Охлажденная вода I II системы поступает на установку по двум вводам для каждой системы.
Потребителями оборотной воды I системы являются:
- маслоохладители компрессоров ЦК-11-3;
- насосное оборудование секции каталитического крекинга;
- доохладители Х-11-3;
Потребители II системы:
- воздухоохладители элоктродвигателей воздушных компрессоров ЦК-11-3. Для отвода промстоков и ливневых вод на установке предусмотрены самотечные сети производственно-ливневой канализации. Для предупреждения распространения огня в сети канализации предусмотрено на всех подключениях устройство колодцев с гидравлическими затворами.
Отвод промышленных стоков и ливневых вод с секции осуществляется по коллектору диаметром D-200250300400500мм через концевой колодец К-81.
Технологический конденсат подвергается локальной очистке на установке и выводится в К-41 и далее в смеситель стоков механической очистки
Система пожарного водопровода
На установке предусмотрена сеть производственного противопожарного водопровода (ППВ) высокого давления. На секции к сети производственно-противопожарного водопровода подключены лафетные стволы N15 управление задвижками с ручным приводом вынесенными на перекрытие колодца соответственно 1718.
Колонны К-1К-212 и реактор Р-1 оснащены кольцами орошения. Управление подачей воды на кольца орошения осуществляется из сети пожарного водопровода из колодца ВК-19. По периметру границы секции установлены гидранты ПГ-125 132 402 495 496.
Система пароснабжения
Потребности установки в паре полностью обеспечиваются собственной выработкой пара на блоке утилизации тепла секции висбрекинга при проектной загрузке по сырью РРБ. В период пуска и остановки блока утилизации тепла подача необходимого количества пара предусмотрена из заводской сети. На секции каталитического крекинга потребляется пар и выводится конденсат.
Пар 12атм с температурой 280°С поступает на секцию после редуцирования пара 37атм и охлаждается на охладительных установках 0У-112.
Основными потребителями пара являются:
- аварийная подача пара в прямом потоке лифт-реактора при прекращении подачи сырья в Р-1;
- отпарные колонны К-212;
- пар на топливные форсунки П-1;
- пропарка аппаратов и насосов;
- паровая продувка демпферов и компенсаторов на линии 11 (пары крекинга из Р-1 в К-1;
- паровая продувка крышек электрозадвижек поз.1з и поз.2з;
- обогрев приборов КИПиА реакторно-регенераторного блока блока ректификации и блока очистки технологического конденсата.
Пар 4ата Т-158°С получается на установке путем редуцирования пара 12ата. Постоянство давления в коллекторе пара 4ата поддерживается регулятором поз.123к клапан которого установлен на линии пара 12ата.
Основными потребителями пара 4ата являются:
- паровая продувка компенсаторов на л.161 л.162 корпусов шиберных задвижек поз.104к поз.181к поз.121к;
- пар подаваемый в узел смешения сырья с катализатором;
- пар подаваемый в зону десорбции реактора;
- пар подаваемый в Р-1 на форсунки вторичного сырья;
- пар на топливные форсунки Р-2;
- пар на парораспределитель вокруг сборной камеры Р-1;
- пар используемый в качестве теплоносителя в Т-8.
Система опрессовки торцевых
Для контроля качества ремонта торцевых уплотнений насосов предусмотрена полустационарная система опрессовки торцевых уплотнений насосов. В качестве гидрожидкости используется фр.195-270°С подаваемая в линию от Н-4 Н-5р.
Система охлаждения насосов
На установке используется автономная система охлаждения насосов. Емкость Е-40 заполняется охлаждающей жидкостью. Жидкость поступает на прием Н-40 Н-40р далее проходит по межтрубному пространству Х-40 и подается в контуры охлаждения всех насосов пройдя контур охлаждения насосов возвращается в Е-40. Уровень жидкости в Е-40 контролируется поз.81 давление в линии охлаждения поз.82. В качестве хладоагента на Х-40 используется оборотная вода I системы.
Прием электроэнергии на установку осуществляется по согласованию с диспетчером завода и начальника смены электроснабжения завода в полном соответствии с "Правилами пользования тепловой и электрической системы" и действующими на предприятии инструкциями.
Электроснабжение осуществляется из РП-030 РП-040 04кВ.
Для отключения насосного оборудования в аварийных случаях предусмотрено дистанционное отключение насосов от щита аварийного отключения установленного у РП-040.

icon Расчёты.doc

5. Расчётно – технологическая часть
1. Условные обозначения
Gц – поток циркулирующего катализатора поступающего в реактор кгч
L+R - суммарная загрузка реактора свежим L и рециркулирующим R сырьём кгч. тсут
Qизб - избыток теплоты в регенераторе МДжч
hL - удельная энтальпия сырья
xотр- содержание кокса на отработанном катализаторе % масс
xрег- содержание кокса на регенерированном катализаторе % масс
М – молекулярная масса
K – расходный коэффициент тт м3т и т.п.;
m – расход сырья реагента электроэнергии и т.п.;
N - масса целевого продукта т.
Qрасх- расход тепла МДжч
Qприх- приход тепла МДжч
kц - кратность циркуляции катализатора
gв- расход воздуха кгч м3ч % (масс.)
Qн= теплота сгорания кокса МДжч
GkХ - количество катализатора в объёме реакционной зоны Х кгч
с - концентрацию катализатора во взвеси кгм3
к- среднее фиктивное время с
S - поверхность сечения м2
- среднюю фиктивную скорость мс
а - удельная нагрузка на полное сечение отпарной секции по циркулирующему катализатору кг(м2*с)
Z - расход водяного пара на отпаривание кмольч
H- высота рабочей зоны м.
*-нормативное допускаемое напряжение МПа
N - нагрузка на опоры МН
i - эмпирический коэффициент
d0 диаметру отверстия диафрагмы и отношению мм
толщина диафрагмы мм
q - расход твердой фазы через кольцевое отверстие кг(м2*с)
P-перепад давления в клапане Па
F – площадь свободного сечения шибера м2
γ- плотность катализаторного потока кгм3.
2. Материальный баланс
На установках каталитического крекинга с микросферическим катализатором последний непрерывно циркулирует между реактором и регенератором. Интенсивность циркуляции катализатора характеризуется кратностью циркуляции катализатора (kц)
где Gц – поток циркулирующего катализатора поступающего в реактор кгч L+R - суммарная загрузка реактора свежим L и рециркулирующим R сырьём кгч.
Количество циркулирующего в системе катализатора Gц а следовательно и кратность циркуляции его не могут приниматься произвольно. Величина Gц избыток теплоты в регенераторе Qизб и удельная энтальпия hL сырья поступающего в реактор должны быть увязаны с помощью тепловых балансов реактора и регенератора. Если например задаться значением hL то из теплового баланса реактора можно найти количество циркулирующего катализатора Gц а из баланса регенератора – избыточную теплоту Qизб.
С другой стороны можно составить материальный баланс по сжигаемому коксу (К кгч):
[(Gц+K)*xотр100]-Gц*xрег100=K (5.2)
где xотр- содержание кокса на отработанном катализаторе % масс
xрег- содержание кокса на регенерированном катализаторе.
Из последнего уравнения при найденном значении Gц можно определить содержания кокса на отработанном катализаторе:
xотр= Gц*xрег+100K(Gц+K) (5.3)
Для эффективной работы реактора величина xотр не должна быть выше рекомендуемых значений.
Используемые и практические данные
Практические значения
Температура 0С: в реакторе
ввода сырья в реактор
ввода перегретого пара в реактор
Давление в реакторе и регенераторе МПа
Массовая скорость подачи сырья кг(кг*ч):
общая( лифт-реактор +«кипящий слой» g1
Кратность циркуляции катализатора
Коксосъём кгч на 1т катализатора из регенератора
Содержание кокса в % масс.:
на регенерированном катализаторе
на отработанном катализаторе
Насыпная плотность катализатора кгм3
Концентрация катализатора во взвеси кгм3;
в линии пневмотранспорта
в отпарной секции реактора
Скорость (фиктивная) паров и газов мс;
в зонах «кипящего» слоя
в зоне отпаривания реактора
на входе в лифт реактор
на выходе из лифт реактора
Линейная скорость потока взвеси мс;
на пневмотранспортных линиях
Линейная скорость газов в шлемовых трубах реактора и регенератора мс;
Время пребывания катализатора
в отпарной секции мин
Расход воздуха на сжигание кокса кгкг
Расход водяного пара на отпарку % масс на циркулирующий катализатор
Количество теплоты кДж:
реакции на 1 кг свежего сырья
Средняя теплоёмкость кДж(кг*К):
Для расчётов примем сырьё вакуумный дистиллят ρ204=0897.производительность по сырью 2000000 тгод или
L=2000000365=547944 тсут=200000000365*24=228310 кгчас
коэффициент рециркуляции kR=11. Давление в реакторе и регенераторе р=180 кПа. Катализатор - микросферический цеолитсодержащий с равновесной активностью 44% (масс). При этих условиях выходы отдельных продуктов крекинга их характеристики приведены в таблице материального баланса реактора.
Материальный баланс реактора (Р-1)
Бензин (фр. С5-1950С)
Расходные показатели на 1 тонну сырья.
В связи с непрерывной циркуляцией катализатора между реактором и регенератором величины удельной энтальпии сырья на входе в реактор кратность циркуляции катализатора и величина избытка тепла в регенераторе должны быть взаимно увязаны с помощью соответствующих тепловых балансов. Расчёт произведён в предположении что сырьё поступает в реактор в жидком состоянии при температуре 3000С. При этой температуре удельная энтальпия сырья hL=694.9 кДжкг.
Тепловой баланс реактора.
Неизвестной величиной является количество циркулирующего регенерированного катализатора Gц. Общий приход тепла в реактор составляет:
Qприх=176791+ 06647 Gц. МДжч (5.4)
Qрасх=4275912+05329 Gц МДжч (5.5)
Приравниваем Qприх и Qрасх находим; Gц=1892400 кгч
Кратность циркуляции катализатора:
kц=1892400228310=828
примем содержание кокса на регенерированном катализаторе хрег=03%
xотр=Gц*xрег+100K(Gц+K) (5.7)
xотр =1892400*03+100*13698(1892400+13698)=101%
значение xотр не превышает предела (08-18%)
Тепловой баланс реактора Р-1
С катализатором (регенерированным)
С газовой фр.( М=32)
----тяжелого газойля
Тепловой баланс регенератора Р-2.
При составлении теплового баланса регенератора приняты: расход воздуха gв=12 кг на 1 кг сжигаемого кокса теплота сгорания кокса Qн=30000 кДжкг.
Приравнивая приход тепла в регенератор
Qрасх=Qизб+ 13593033 МДжч (5.8)
находим избыток тепла
Необходимо отметить что фактическое значение Qизб будет ниже на величину тепловых потерь в системе реактор – регенератор.
Тепловой баланс регенератора Р-2
С воздухом (12 кгкг)
Тепло сгорания кокса
С регенерированным циркулирующим катализатором
Избыток тепла (и потерь)
4. Конструктивный расчёт реакторного блока.
Реактор включает в себя шлемовую трубу 5 стояк вывода катализатора 6 реакционную зону 1 (лифт реактор) реакционную зону 2 (формированный псевдоожиженный слой) и зону отпаривания 3 и зону сепарации 4. Регенератор имеет стояк 10 рабочую зону 7 (псевдоожиженный слой) и зону сепарации 8 шлемовая труба 9.
А) Реакционная зона (лифт реактор)
Количество катализатора в объёме реакционной зоны 1 равно;
Gk1=251141130=1932 кг
Приняв концентрацию катализатора во взвеси с1=60 кгм3 найдём объём лифт реактора:
Среднее время пребывания катализатора в лифт реакторе составит
к1=1932*36001892400=36 с
Количество реакционной массы в результате крекинга возрастает от 71572 до 23333 кмольч. Учитывая что основная конверсия происходит в зоне лифт реактора подсчитаем объемный средний расход потока углеводородных паров в этой зоне:
V1=[(71572+23333)2]*[224*783*01013(273*018)]=5512065 м3ч
Средне фиктивное время пребывания паров реакционной смеси в зоне 1
=3219*36005512065=2.10 c
примем среднюю фиктивную скорость паров в лифт реакторе 1=14 мс тогда сечение и диаметр лифт реактора составят:
S1=551206514*3600=109 м2
Длина лифт реактора:
Б) Реакционная зона 2 (форсированный «кипящий» слой).
Общее количество катализатора в пределах реакционных зон 1 и 2 рассчитываем по общей массовой скорости подачи сырья g=22 кг(кг*ч);
Gk =25114122=114155 кг
Очевидно масса катализатора в пределах зоны 2 должна составить;
Gk2=114155-1932=94835 кг
Объёмный расход углеводородных паров в усл. реакционной зоны 2 т.е. при t2=5000C р=018 Мпа составит;
V2=23333*22.4*(773273)*(0.10130.18)=83286 м3ч
Примем для зоны 2 высокую фиктивную скорость углеводородных паров 2=075 мс и соответственно низкую концентрацию катализатора во взвешенном слое с2=250 кгм3. тогда объём этой реакционной зоны будет равен:
Vp2= Gk2c2=94835250=3793 м3
Фиктивное время пребывания углеводородных паров в зоне 2:
= Vp2V2=3793*360083286=163 с.
Рассчитаем среднее время пребывания катализатора в зоне 2 пренебрегая небольшим изменением количества циркулирующего катализатора за счёт отложения на нём кокса:
к2= Gk2Gц=94835*36001892400=1804с
Сечение и диаметр зоны форсированного псевдоожиженного слоя:
S2=V2 2=832860.75*3600=3008 м2
D2=√S20.785=√30080785=619 м
H1= Vp2 S2=37933008=126 м
В) Отпарная секция 3 реактора. Примем время пребывания катализатора в зоне отпаривания к3=2 мин и концентрацию катализатора во взвеси с3=350 кгм3 тогда можно рассчитать количество катализатора в этой зоне
Gk3= к3 *Gц=(260)*1892400=63080 кг
И рабочий объём отпарной зоны
Vp3= Gk3c3=63080350=18022 м3
Если удельная нагрузка на полное сечение отпарной секции по циркулирующему катализатору а=30 кг(м2*с) необходимое полное сечение отпарной секции будет равно:
S3=1892400(30*3600)=1752 м2
Свободное сечение в перегородках отпарной секции в 2 раза меньше чем S3.
Высота зоны десорбции
H3=Vp3S3=180221752=1028 м
Расход водяного пара на отпаривание
Z =0005*1892400=9462 кгч =5256 кмольч
Объём потока водяного пра в условиях отпарной зоны;
V3=5256*224*753273*(01013018)=18185 м3ч
Фиктивная линейная скорость водяного пара в этой зоне
=18185(1752*3600)=0288 мс
Отпарная секция 3 представляет собой кольцевое пространство. Пренебрегая толщиной стенки лифт реактора рассчитаем полное сечение корпуса отпарной секции:
S3'=1752+109=1861 м2
Откуда диаметр корпуса отпарной секции
D3=√S'30.785=√18610.785=486 м
Г) корпус зоны сепарации 4. Площадь сечения S4 корпуса зоны сепарации должна быть не менее суммы S2+ S3. Если принять например 20%-ный запас тогда
S4=12(3008+1752)=5712 м2.
Откуда диаметр корпуса зоны сепарации:
D=√S40.785=√57120785=853 м.
Объёмный расход потока смеси углеводородных и водяных паров на выходе из реактора:
V4= (23333+71572)*224(763*1013)(273*180)=1074254 м3ч
Фиктивная скорость паров в зоне сепарации будет равна:
= V4 S4=1074254(5712*3600)=052мс
что не превышает рекомендуемых значений для этой зоны.
Высота Н4 сепарационной зоны (считая от уровня форсированного псевдоожиженного слоя) принимается из условия: Н4≥45 м.
Д) Шлемовая труба 5 реактора. Примем скорость парового патока 5=30 мс тогда сечение и диаметр шлемовой трубы реактора составят соответственно:
S5=V4 5=1074254(30*3600)=099 м2
D5=√S50.785=√0990785=112 м.
Е) Стояк 6 для вывода из реактора отработанного катализатора. Количество отработанного циркулирующего катализатора:
G'ц=Gц+K=1892400+13698=1906098 кгч.
При концентрации катализатора в стоке с=550 кгм3 объёмный расход потока циркулирующей взвеси равен:
Vвзв =1906098550=3465 м3ч.
Примем скорость потока взвеси в стояке взв=08 мс тогда сечение и диаметр стояка для вывода отработанного катализатора:
S6=Vвзв взв=3465(08*3600)=12 м2
D6=√S60.785=√120785=123 м.
Расчёт основных размеров регенератора Р-2. Если расход воздуха на сжигание 1 кг кокса составляет 12 кг то количество образующихся дымовых газов будет равно:
Gr=(12+1)К=13*13698=178074 кгч.
В условиях регенератора (t8=600 0С р=018 МПа Мr=288) объём газов равен:
Vr=178074*224288*(873*1013)(273*180)=249255 м3ч.
Принимаем фиктивную скорость газов в рабочей зоне 7 регенератора 7=06 мс концентрацию катализатора с=400 кгм3 и «коксосъём» q=40кгч на тонну катализатора.
Масса катализатора в регенераторе
Gk =1000*1368940=342225 кг
Среднее время пребывания катализатора в регенераторе:
к= GkGц=342225*601892400=10.8 мин.
Объём рабочей зоны регенератора:
Vр7=Gк c=342225400= 855.5 м3.
Сечение и диаметр рабочей зоны равны соответственно:
S7=Vr 7=249255(06*3600)=115.39 м2
D7=√S70.785=√115.390785=12.12 м.
Высота рабочей зоны
H7=Vp7S7=855.5115.39=741 м.
Если скорость газов в зоне сепарации 8 регенератора 8=04 мс тогда сечение и диаметр зоны сепарации составят:
S8=Vr 8=249255(04*3600)=173.09 м2
D8=√S80.785=√173.090785=14.8 м.
Высоту Н8 сепарационной зоны регенератора принимают из условия Н8≥45 м.
Сечение и диаметр шлемовой трубы регенератора (9=35 мс):
S9=Vr 9=249255(35*3600)=1.97 м2
D9=√S90.785=√1.970785=158 м.
При необходимости уменьшения диаметра этой трубы можно установить две меньшего сечения.
Стояк 10 регенератора: скорость потока взвеси в стояке взв=08 мс концентрация катализатора с=550 кгм3. Тогда объёмный расход взвеси в стояке равен:
Vвзв=Gц c=1892400550=3440.7 м3
Сечение и диаметр стояка регенератора
S10=Vвзв взв=3440.7(08*3600)=1.19 м2
D10=√S100.785=√1.190785=1.23 м.
Согласно расчётам примем стандартный реактор каталитического крекинга Г-43-107 мощностью 2400000 тонн в год в составе комбинированной установки КТ-1.
Некоторые характеристики данной установки приведены ниже.
Технологический режим установки Г-43-107
Производительность по гидроочищенному сырью тч [содержание фракции до 3500С – 18-20% (об.)]
Расход шлама % (масс.) на сырьё
Давление МПа: в реакторе
Содержание кокса в % (масс.):
на закоксованном катализаторе
Скорость циркуляции катализатора тч
Содержание в дымовых газах %(об.): СО
Требования к обечайки реактора и регенератора
Температура стенки расчётная Т=3000С
Материал корпуса Сталь 16 ГС ГОСТ 5520-69
Нормативное допускаемое напряжение для Ст. 16 ГС при tраб – *=134 МПа
реактора и регенератора 726000 кг
Нагрузка на опоры N1= масса аппарата*125*981106 (5.25)
N1= 726000*125*981106= 9.075 МН
Конструктивные особенности реакционных аппаратов
Эксплуатационные и технологические показатели аппаратов реакторного блока и всей установки в целом определяется не только газодинамическими характеристиками работы но и конструктивными особенностями основных узлов.
Узлы ввода сырьевых потоков
К узлам служащим для подачи сырья в реактор относят форсунки и эжекторы.
Сырьё подается в реакционные устройства с псевдоожиженным слоем катализатора в жидком виде через форсунки. Форсунки представляют собой конструкции позволяющие осуществлять совместный ввод сырья и диспергирующего потока. Достоинством форсунок является возможность проводить тонкий распыл обеспечивая таким образом хороший контакт фаз.
Производительность форсунки (Q м3с) рассчитывается по формуле:
Где Р – давление сырьевого потока Па; i - эмпирический коэффициент который выбирают по диаметру отверстия диафрагмы d0 и отношению толщины диафрагмы к диаметру.
При d0=300мм и d0=03 i=880 Р=10794 Па
Q=000875*880√10794=8 м3с
Сырьё в прямоточный реактор подают с помощью узла эжекционного типа который выполнен в виде смесительной камеры с эжектором. Эжектор заканчивается распределителем потока в виде перфорированной пластины или нескольких патрубков армированных твердым сплавом для предупреждения эрозии.
В последнее время всё чаще используют ультразвуковые форсунки.
Газораспределительные устройства.
Имеются различные конструкции газораспределителей но подход к их расчёту один: степень перфорации рассчитывается с учетом скорости газа в слое. В процессе каталитического крекинга в основном применяются два типа газораспределителей – непровальные решетки колпачкового типа и коллекторные газораспределители. Распределители колпачкового типа не позволяют регулировать расход ожижающего агента по сечению слоя и ввиду малой степени перфорации требуют тщательного выполнения уплотнений между корпусом и решеткой (образуются застойные зоны).
Коллекторная подача ожижающего агента позволяет за счёт более рационального распределения газа по сечению аппарата улучшить структуру слоя и уменьшить вынос катализатора из псевдоожиженного слоя.
На регенераторе Г-43-107 установлены коллекторы с одним – двумя подводами газа в трубопровод достаточно большого размера с последующей раздачей газового агента по лучам расположенным по радиусу.
Характеристика коллектора подвода воздуха в регенератор Г-43-107
Сопротивление коллектора Па
Скорость воздуха в ниппелях мс
Для уменьшения уноса продуктов крекинга из реактора в регенератор после зон реакции располагают зону десорбции (отпаривания).Полнота отпаривания катализатора очень важна поскольку недесорбированные углеводороды потребляют повышенное количество воздуха повышают выход кокса (2-3% масс. на сырьё) и способствуют повышению температуры в регенераторе.
Характеристика работы десорбера установки Г-43-107
Температура в десорбере 0С
Удельная плотность потока катализатора кг(м2*с)
Расход водяного пара кгс
Внутренний диаметр десорбера м
Число каскадных тарелок (центральныхпериферийных)
Время пребывания катализатора в зоне десорбции с
Скорость водяного пара в зоне десорбции мс
Устройства для пылеулавливания и отделения катализаторной пыли.
Для улавливания пыли на установках каталитического крекинга наибольшее распространение получили циклоны и электростатические осадители - электрофильтры (применяют редко).
Циклоны (до трёх ступеней) обычно устанавливают внутри реактора и регенератора. Конструкции циклонов используемых на установках весьма различны однако принципиально их можно объединить в две группы: с тангенциальным и спиральным входом.
Для работы в потоках с высокой концентрацией твердых частиц используют высокопроизводительные циклоны а для тонкой очистки отходящих газов применяют высокоэффективные. Исходя из этих соображений циклон первой ступени должен иметь входной патрубок увеличенного сечения и выполнять функции «разгрузителя» т.е. быть высокопроизводительным. В свою очередь циклон второй ступени – высокоэффективным.
Запорно – регулирующая арматура систем транспорта катализатора
Поддержание требуемой циркуляции катализатора между реактором и регенератором и технологических показателей работы установки связано с надежной работой запорно – регулирующей арматуры. Используемые при каталитическом крекинге с микросферическим катализатором конструкции запорно – регулирующей арматуры делятся на клапаны и задвижки.
С помощью клапанов регулируют поток катализатора перетекающего между аппаратами по стоякам а также количество транспортируемой твердой фазы в системе эжекционного транспорта.
Расход дробленного катализатора крекинга со средним размером частиц 100-200 мкм при истечении через кольцевое сечение предложено рассчитывать по формуле:
где q - расход твердой фазы через кольцевое отверстие кг(м2*с); P-перепад давления в клапане Па
Другой разновидностью запорно – регулирующей арматуры систем транспорта являются шиберные устройства различной конструкции. Шиберы проще по конструкции для линий большого диаметра имеют меньшие габариты и надежнее в эксплуатации.
Скорость катализаторного потока в рабочем сечении шиберов и клапанов достигают 10-15 мс что приводит к их эрозионному износу. Рекомендуется по этой причине поддерживать перепад давления в клапанах и шиберах около 035-040 МПа
На ряде отечественных установок подводящую горловину и клин шибера защищают от эрозии с помощью торкрет – покрытия на основе корунда по специальной панцирной сетке.
Пропускную способность шиберов рассчитывают по формуле:
Где F – площадь свободного сечения шибера м2; Gтв- циркуляция катализатора кгс; P- перепад давления в шибере Па; γ- плотность катализаторного потока кгм3.
Показатели работы запорно-регулирующих органов установки Г43-107
Внутренний диаметр транспортной линии м
Максимальная массовая скорость потока кгс
Плотность потока кгм3
Перепад давления гПа
5Выбор и подбор технологического оборудования
Расчёт ёмкости для хранения пассиватора
Расход пассиватора – 22831 кгч Храниться он вводе раствора в бензоле 1:1 следовательно суточный расход растворенного пассиватора составляет
Gпасс=22831*2*24=1095 кгсут
Примем ёмкость с запасом пассиватора на четверо суток
Gпасс*4=1095*4=4380 кгсут
Принимаем стандартную ёмкость с мешалкой на 5м3
Расчёт наноса (плунжерного) для подачи пассиватора в узел смешения сырья с катализатором
Расчёт сырьевого насос

icon каталитический крекинг курсовой.doc

Нефтеперерабатывающая и нефтехимическая промышленность - часть единого народнохозяйственного комплекса которая сосредотачивая в своем составе переработку нефти и сланцев производство моторных топлив и продуктов нефтехимии различного ассортимента относится к числу отраслей оказывающих существенное влияние на технический прогресс и развитие производительных сил республики в целом.
Каталитический крекинг. Рассмотрим каталитический крекинг - самый многотоннажный промышленный химический процесс. Для глубокой переработки нефти с целью производства высокооктанового бензина решающее значение имеет каталитический крекинг позволяющий из разнообразного малоценного тяжелого сырья получать высокооктановые бензины сырьё для нефтехимии и алкилирования производство технического углерода и кокса
Разработанный в 1936г. процесс каталитического крекинга в настоящее время является одним из основных процессов современных и перспективных НПЗ топливного профиля обеспечивающих выработку больших количеств высокооктанового бензина из тяжелого сырья - атмосферного газойля дистиллятов вакуумной перегонки и коксования деасфальтизата
В настоящее время наибольшее распространение получили установки с микросферическим катализатором которые продолжают непрерывно совершенствоваться.
Радикальные улучшения процесса каталитического крекинга в 60 и 70-х годах связаны с открытием каталитической активности цеолитов и созданием на их основе каталитический крекинг. Внедрение цеолитсодержащих катализаторов выявило необходимость применения для крекинга прямоточных реакторов с восходящим потоком (лифт – реакторов) с малым временем контакта катализатора и сырья специальных приёмов регенерации обеспечивающих снижение содержания остаточного кокса на катализаторе до 005% и окисление оксида углерода в диоксид.
В последние годы остро встала проблема необходимости производства качественного высокооктанового топлива.
Повышение качества автомобильных бензинов достигается за счет углубления степени гидроочистки сырья от таких нежелательных примесей как сера азот смолистые вещества и непредельные углеводороды применения высокоэффективных катализаторов более совершенного оборудования и современной технологии производства.
Необходимость улучшения качества и количества топлив обусловлена постоянно возрастающим их потреблением народным хозяйством а также требованиям по охране окружающей среды и экономии нефтересурсов.
Внедрение каталитических процессов уже за текущее десятилетие позволило увеличить производство бензина с октановым числом 80 и выше на 50% и это притом что полностью потенциал каталитического крекинга не исчерпан. Каталитический крекинг относительно простое и недорогое решение многих проблем связанных с нефтепереработкой.
Технология каталитического крекинга на цеолитсодержащих катализаторах является весьма гибкой и при необходимости позволяет в широких пределах варьировать выход продуктов с целью повышения производства наиболее желательного из них. Варьирование параметров процесса каталитического крекинга позволяет наряду с изменением выхода целевых продуктов эффективно регулировать и их качество.
Различные направления использования каталитического крекинга на цеолитсодержащих катализаторах
Высокий выход печного топлива
Высокий выход бензина и низкий газа
Получение бензина и сырья для алкилирования
Максимальный выход бензина
Характеристики сырья
Температура выкипания 50% (об) 0С
Конверсия сырья % (об)
Печное топливо % (об)
Высокая эффективность и гибкость процесса надежность используемого оборудования и возможность создания автоматизированных установок большой мощности решающая роль процесса в углублении переработки нефти с целью увеличения производства высокооктановых бензинов обуславливает его широкое применение в нефтеперерабатывающей промышленности и создают благоприятные условия для дальнейшего использования.
В США и Европе в 90% процессов химической технологии используют катализ и при этом получают 20-30% национального продукта. Вот почему в документах определяющих ведущее место отводится катализу.
Перспективные направления исследования:
а) по созданию катализаторов новых реакций: с осуществлением одновременно нескольких стадий заменой минеральных кислот и A
б) по разработке новых методик приготовления катализаторов изучению процессов дезактивации катализаторов использованию современных методов и технологий для создания новых катализаторов и определения механизма их действия: компьютерное моделирование и нанотехнология что представляет собой фундаментальную задачу химии и физики поверхностных явлений.
Как наиболее важные направления в развитии научных основ катализа выделяют усовершенствование цеолитных катализаторов существующих процессов (крекинг гидрокрекинг) использование добавок к сырью: пассиваторов неионогеного ПАВ шлама т.д. Отсюда понятно почему цеолиты и катализаторы на их основе интенсивно изучают и производят в огромных количествах. В 1998 году промышленно развитые страны произвели 906 тыс. т цеолитов для использования в составе моющих средств 102 тыс. т для приготовления катализаторов (до 98% цеолитов Y и ZSM-5 для крекинга и гидрокрекинга) 55 тыс. т сорбентов.
Процесс проводят в реакторе высотой 30-35 м (или в нескольких реакторах высотой по 10 м) при 450-5200С и атмосферном или повышенном давлении (до 04 МПа). При этом протекают крекинг парафинов и нафтенов до олефинов и парафинов изомеризация деалкилирование расщепление боковых цепей и перераспределение алкильной группы ароматических соединений диспропорционирование олефинов перераспределение водорода полимеризация и конденсация коксообразование - образование полиалкилароматических соединений и графитоподобных агломератов. Продуктами при общей степени превращения ~ 70% являются газ (до 20%) бензин (до 50-60% с октановым числом (ОЧ) до 80) легкий и тяжелый газойли (до 30%). Эти показатели зависят от типа сырья катализатора и режима процесса. Установлено что все процессы начинаются атакой протона структурных гидроксильных групп катализатора молекулой углеводорода в результате чего образуются карбокатионы. Присоединение протона к олефину приводит к образованию иона карбения несущего положительный заряд и способного быстро расщепляться или изомеризоваться. Именно способность к изомеризации объясняет то что бензин каталитического крекинга имеет высокое ОЧ. Природа взаимодействия насыщенных углеводородов с протоно-донорными центрами служит еще предметом дискуссии. Ранее считали что сначала парафин превращается на катализаторе в олефин и далее происходит крекинг. Сейчас предполагают что сильные кислотные центры цеолитов воздействуют на парафины аналогично суперкислоте образуя ион карбения. Причем во всех моделях необязательным является полный перенос протона. Достаточно образования комплекса углеводород-протон с частичным переносом заряда.
До 60-х годов катализаторами были аморфные алюмосиликаты а с 1962 года начато внедрение цеолитов поскольку они способны более полно и селективно перерабатывать нефтяное сырье. Для приготовления цеолита как компонента катализатора проводят замещение ионов Na+ в цеолите Y на ионы NH4+ (с целью создания кислотных центров при последующем прокаливании) и или обмен на ионы редкоземельных элементов (РЗЭ). Во все большей степени цеолит используют в ультра стабильной форме (USY). Однако цеолит является лишь основой катализатора. В первых катализаторах было 8-12% цеолита. Совершенствование технологии позволило повысить его содержание до 20-30% и возможно дальнейшее увеличение. Окончательный состав промышленного катализатора определяется особенностями технологии что вызывает необходимость более подробно обсудить схему современной установки каталитического крекинга.
Процесс проводят в лифт-реакторах в которые сырье и катализатор обычно поступают снизу а продукты вместе с катализатором удаляются сверху. Для обеспечения потока и равномерного перемешивания катализатор должен иметь малый размер частиц. Изготавливают микросферические частицы средний диаметр которых составляет 60 мкм. Частицы размером до 40 и свыше 105 мкм удаляют так как слишком малые частицы будут уноситься из реактора а крупные не обладают прочностью достаточной для избежания истирания в потоке. За счет протекающих одновременно с крекингом процессов полимеризации образуется кокс и катализатор теряет активность поэтому время пребывания в реакторе ограничено секундами. На выходе катализатор отделяется от смеси углеводородов и после обработки водяным паром для удаления более легко летучей части полимерных отложений поступает в регенератор в котором при 650-6700С в атмосфере воздуха проводят выжигание кокса а выделяющееся при этом тепло используют для нагрева сырья.
В нефти всегда присутствуют S- N- и O-содержащие соединения а также металлы (Na V Fe Ni и другие чаще в комплексе с порфиринами). Поскольку эти примеси снижают активность катализаторов перед проведением крекинга (не всегда) и гидрокрекинга для их удаления сырье предварительно подвергают гидроочистке - каталитической обработке H2 под давлением. Катализатор должен быть активным чтобы увеличить количество бензина. Но слишком большая активность одновременно может увеличить образование газа и кокса а это помимо потери ценного сырья ведет к тому что при регенерации выделяется большое количество тепла и кристаллическая структура цеолита может разрушиться. Для отвода тепла от цеолита в состав катализатора вводят аморфный алюмосиликат - матрицу. В самом реакторе матрица обеспечивает транспорт сырья к цеолиту что определяет использование широкопористых алюмосиликатов обеспечивающих одновременно равномерное распределение кокса. Кроме того аморфный алюмосиликат увеличивает прочность микросферы. Для повышения коэффициента скольжения частиц (предотвращение истирания) их поверхность покрывают солями бария или другими модификаторами. Как уже отмечалось в десорбере проводят обработку водяным паром. Для повышения стабильности к пару вводят катионы РЗЭ и используют USY. Чтобы обеспечить замкнутый поток катализатора в цикле реактор-регенератор удаление кокса (может быть до 5% сырья но ограничивают 08-10%) в регенераторе должно произойти достаточно быстро. Для этого в катализатор добавляют переходные металлы увеличивающие скорость и полноту окисления до СО2 .
1.Теоретические основы процесса.
Процесс каталитического крекинга гидроочищенного сырья является целевым в наборе процессов установки КТ-1 и позволяет получать следующие продукты:
- жирный газ и нестабильный бензин используемые в качестве сырья на секции абсорбции и газофракционирования с целью получения пропан-пропиленовой (С3) бутан-бутиленовой (С4)фракций сухого газа (С2) и высокооктанового компонента автобензина АИ-92А-80 (фракция К-205°С;
- легкий газойль используемый в качестве компонента дизельного топлива или товарного печного топлива (фракция 195-270°С);
- фракцию 270-420°С используемую в качестве компонента сырья для производства технического углерода компонента котельного топлива или добавки к сырью висбрекинга;
- фракцию > 420°С используемую в качестве компонента сырья для производства технического углерода компонента котельного топлива или сырья для установки замедленного коксования с целью получения кокса игольчатой структуры.
Для осуществления процесса каталитического крекинга предусмотрены следующие блоки:
- блок ректификации и очистки технологического конденсата;
- воздушная компрессорная.
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.
Постадийно процесс каталитического крекинга может быть представлен следующим образом:
- поступление сырья к поверхности катализатора (внешняя диффузия);
- хемабсорбция на активных центрах катализатора;
- химическая реакция на поверхности катализатора;
- десорбция продуктов крекинга не прореагировавшей части сырья с поверхности катализатора и частично из внутренних пор;
- вывод продуктов крекинга из зоны реакции на последующую их ректификацию.
Наиболее типичными компонентами сырья каталитического крекинга являются парафиновые углеводороды при крекинге которых доминируют разложения С16Н34 ----> С8Н18 + С8Н16.
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.
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.
В условиях каталитического крекинга термодинамически вероятно протекание большого числа различных реакций среди которых определяющее влияние на результаты процесса оказывают реакции разрыва углерод – углеродной связи перераспределение водорода ароматизации изомеризации разрыва и перегруппировки углеродных колец конденсации полимеризации и коксообразования. В зависимости от типа сырья свойств катализатора оперативных условий процесса а также от конструктивных особенностей реакционных аппаратов интенсивность протекания указанных реакций может меняться. Проведение процесса в оптимальных условиях заключается в обеспечении максимального протекания желательных реакций при минимуме нежелательных.
Большой интерес для технологии каталитического крекинга представляет поведение ароматических углеводородов. Крекинг ароматических углеводородов сопровождается их деалкилированием и конденсацией.
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.
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.
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.
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 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.
Присутствие в сырье сернистых азотистых и металлоорганических соединений дезактивирует применяемый катализатор ухудшает качество продуктов 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.
Процесс с применением гидроочищенного сырья протекает более глубоко и селективно в результате чего возрастает абсолютный выход бензина и снижается выход кокса.
Отличительной особенностью продуктов крекинга полученных при переработке гидроочищенного сырья является низкое содержание в них серы это исключает дополнительные затраты на их гидрооблагораживание.
Сырьём каталитического крекинга могут служить нефтепродукты различной природы и фракционного состава: керосиновые и тяжелые дистилляты прямой перегонки нефти дистилляты от деасфальтизации мазутов и гудронов керосино – газойлевые фракции коксования нефтяных остатков нефти и мазуты без предварительного удаления из них смолистых веществ.
В промышленной практике при производстве компонента автобензина на установках каталитического крекинга применяют преимущественно тяжелое сырье выкипающее в пределах 350 –500 0С. При этом к сырью предъявляют следующие требования по фракционному составу:
практически полное отсутствие бензино – лигроиновых фракций выкипающих до 240 0С так как в условиях крекинга они претерпевают незначительные превращения нерационально загружают реакционный аппарат и существенно снижают октановое число бензина;
ограниченное (до 8-10% об) содержание фракций выкипающих до 350 0С
Это требование обусловлено рядом причин. Выход светлых в процессе каталитического крекинга почти линейно снижается с ростом содержания в сырье фракций выкипающих до 350 0С вследствие различной реакционной способности углеводородных компонентов сырья и высокого содержания в ней парафин – нафтеновых которые ухудшают качество газойлевые фракций крекинга при использовании их для получения игольчатого кокса и технического углерода.
ограничение конца кипения дистиллятного сырья температурой 5000С обусловленное концентрированием в высококипящих фракциях нежелательных примесей – смол асфальтенов и металлов снижающих активность катализатора.
К реакциям с высокой термодинамической вероятностью (более 95%) протекания в условиях крекинга относятся реакции расщепления парафинов и олефинов дегидроциклизация парафинов дегидрирование гидроароматических углеводородов и перераспределение водорода в ненасыщенных циклических углеводородах с образованием циклопарафиновых и ароматических углеводородов. Такие реакции как изомеризация деалкилирование алкилароматических углеводородов перераспределение водорода в линейных олефинах циклизация парафинов характеризуются термодинамической вероятностью протекания до определённого равновесного состояния. Однако близкое к равновесию соотношение компонентов наблюдается только для некоторых реакций изомеризации олефинов изомеризации и деалкилирования ароматических углеводородов.
В условиях крекинга термодинамически возможно незначительное протекание реакции синтеза причём некоторые заметно влияют на результаты процесса. Это – алкилирование ароматических и парафиновых углеводородов олефинами полимеризация олефинов конденсация и коксообразование.
Для каталитического крекинга осуществляемого практически при постоянном давлении термодинамическая вероятность протекания различных реакций меняется при варьировании температуры. Для уменьшения нежелательных реакций например полимеризации олефинов конденсации и алкилирования ароматических крекинг целесообразно проводить при более высоких температурах но при этом снижается вероятность протекания реакций перераспределения водорода и циклизации олефинов необходимых для обеспечения хорошего качества продуктов и возрастает вероятность глубокого крекинга с повышенным выходом газообразных углеводородов. Поэтому в каждом конкретном случае должны быть подобраны оптимальные условия для осуществления реакций учитывающие требования как термодинамики так и кинетики процесса.
Тепловые эффекты протекающие при крекинге реакций различаются по величине и знаку. В большинстве случаев реакции эндотермичны но при высокой конверсии сырья процесс может идти с экзотермическим эффектом. Это связано с ростом вклада реакций протекающих с выделением тепла таких как перераспределение водорода циклизация полимеризация олефинов алкилирование гидрирование перемещение двойной связи и перестройка углеводородного скелета олефинов. Интенсивность протекания тех или других реакций определяет результирующий тепловой эффект крекинга. Теплота крекинга зависит от сырья и глубины его превращения катализатора и газодинамических условий.
Механизм большинства реакций каталитического крекинга качественно описывается в рамках карбоний – ионной теории. Активными промежуточными частицами в реакции являются карбокатионы образованные при гетеролитическом разрыве связей в молекуле углеводорода или при присоединении к углеводороду электронодефицитных кислотных групп.
Образование карбокатионов может протекать по ассоциативному и диссоциативному механизмам в зависимости от типа углеводорода свойств катализатора и среды. При ассоциативном механизме к углеводороду присоединяется протон кислота Льюиса или другой карбениевый ион и т.д. При диссоциативном механизме происходит гетеролитический разрыв связи С – С или С – Н в результате атаки электрофильным агентом например протоном.
Основными реакциями превращения карбениевого иона являются -отщепление изомеризация с перемещением алкильной группы или водородного атома элиминирование протона Н-перенос и присоединение:
СН3 СН2-СН=СН2+ С+Н2-СН2-R
+СН изомеризация СН3-СН2-С+Н-СН2-СН2-R
СН2 С+Н2-СН-СН2-СН2-R
СН2 СН3-СН2-СН2-СН2-СН2—R+ +R’
СН2 СН2-СН=СН-СН2-СH2-R + H+
присоединение; +СН2=СНСН3 (СН3)2
R СН-СН2-С+Н-СН2-СН2-СН2-R
Аллильные и олефиновые карбокатионы также интенсивно подвергаются циклизации и конденсации сопровождающимися Н-переносом и элиминированием протона. Соотношение скоростей перечисленных реакций определяется структурой углеводорода свойствами катализатора и среды условиями её проведения.
-отщепление. Карбениевый ион расщепляется по связи С-С в положении по отношению к атому углерода несущему заряд. В условиях каталитического крекинга -отщепление на ранних стадиях прерывается за счёт конкуренции реакций Н-переноса и элиминирования протона что обуславливает образование многочисленных углеводородных соединений различной молекулярной массы. Снижение температуры реакции способствует увеличению вклада реакции Н-переноса росту средней молекулярной массы и увеличению доли насыщенных углеводородов в продуктах крекинга.
Изомеризация. Карбокатионы представляют весьма лабильную структуру которая легко перестаивается в наиболее энергетически стабильное состояние (первичные в третичные). Изомеризация первичного карбокатиона в разветвленные энергетически выгодна и поэтому протекает в соответствующих условиях довольно легко. Сочетание в каталитическом крекинге реакций изомеризации и -отщепления карбокатионов обуславливает в продуктах повышенное содержание углеводородов разветвленного строения часто превышающее равновесные количества.
Элиминирование протона приводит к получению продуктов крекинга с одновременной регенерацией протонного кислотного центра. Реакция протекает тем легче чем менее стоек отдающий его карбокатион. Считается например что образование этилена при крекинге парафинов является результатом реакции элиминирования протона.
Н-перенос. Карбениевые ионы способны отнимать гидрид-ион от «донорной» молекулы. Источниками гидрид-иона являются насыщенные углеводороды олефины циклоолефины гидроароматические углеводороды и т.д. При этом из «донорной» молекулы образуется карбокатион который претерпевает обычные превращения.
Наиболее легко отрыв гидрид-иона протекает для третичного атома углерода труднее - вторичного и т.д. Нафтеновые и гидроароматические углеводороды часто содержат третичные атомы углерода и поэтому интенсивно участвуют в реакции Н-переноса. Несмотря на большую эндотермичность образования карбокатиона С+Н3 при -отщеплении высокая теплота реакции Н-переноса с его участием может обуславливать значительное образование метана при крекинге алканов.
Реакции Н-переноса весьма важны для обеспечения необходимой скорости конверсии исходного сырья и образования продукта требуемого качества. Если рассматривать реакции с участием карбокатионов как цепные то реакция Н-переноса обеспечивает инициирование нового карбокатиона из молекул исходного сырья.
Большая стабильность третичных и вторичных карбениевых ионов приводит к повышенной их концентрации на поверхности и соответственно к большей скорости образования при Н-переносе насыщенных углеводородов изостроения в первую очередь изобутана и изопентана.
Реакции каталитического крекинга подразделяют на первичные относящиеся к превращению молекул исходного сырья и вторичные в которых участвуют продукты реакции. Наиболее важные первичные и вторичные реакции протекающие при крекинге описаны ниже
Крекинг парафинов с образованием алифатических углеводородов меньшей молекулярной массы:
Парафин Олефин +Олефин + Парафин
Олефин + Олефин + Н2
Число молей олефина на 1 моль исходного парафина при отсутствии влияния вторичных реакций превращения олефинов ≥1
Крекинг нафтенов с образованием олефинов:
Нафтен Олефин + Олефин
Если нафтен содержит циклогексановое кольцо оно обычно не раскрывается:
Нафтен Циклогексан +Олефин
Деалкилирование алкилароматических углеводородов:
Алкилароматический углеводород Ароматический углеводород + Олефин
Расщепление боковых цепей алкилароматических углеводородов:
Алкилароматический углеводород Ароматический с боковой ароматической цепью + Парафин
Крекинг олефинов с образованием олефинов меньшей молекулярной массы:
Олефин Олефин + Олефин
n-Ксилол o-Ксилол + м-Ксилол
Перераспределение алкильной группы между двумя ароматическими углеводородами:
С6Н4(С Н3)2+С6Н6 2С6Н5(СН3)
Диспропорционирование олефинов с низкой молекулярной массой
Н2С=СНСН2СН3 Н2С=СНСН3 +Н2С=СН2СН2СН3
Перераспределение водорода:
Нафтен +Олефин Аром. углеводород +Парафин
Олефин 2 парафина + Диен
Олефин ароматический углеводород + Парафин
Циклоолефин Нафтен + Ароматический углеводород
Ароматический углеводород Кокс + Парафин
Полимеризация конденсация и коксообразование:
СН=СН2 + RСН=СНR1 +2Н2
Каталитический крекинг углеводородного сырья аналогично любой газофазной гетерогенно – каталитической реакции включает многие стадии имеющие различный скорости и процесс в целом протекает со скоростью наиболее медленной стадии которая называется лимитирующей.
Обычно лимитирующей стадией каталитического крекинга является собственно химическая реакция на поверхности (кинетическая область протекания реакции). В некоторых случаях для цеолитсодержащих катализаторов при неудовлетворительной пористой структуре матрицы скорость процесса лимитируется диффузией реагентов в порах (внутридиффузионная область протекания реакции). Применение микросферических катализаторов со средним размером частиц 60 мкм практически исключает возможность внутридиффузионного торможения в порах матрицы до температуры 530-550 0С.
Кроме пористой структуры матрицы диффузионное торможение могут оказывать также поры цеолитного компонента. Крекинг нефтяных фракций протекает на внешней поверхности цеолитного компонента. Считают что крекинг кумола изооктана и керосино – газойлевой фракции протекает в кинетической области относительно цеолитного компонента. Ранее при описании крекинга парафинов с различным числом углеродных атомов приводились данные показывающие что для н – парафинов выше С16 и циклических углеводородов при числе циклов в молекуле более двух наблюдается диффузионное торможение в порах цеолита. Вероятно можно предположить что крекинг индивидуальных углеводородов протекает в кинетической области если они не содержат более двух циклов в молекуле и число атомов углерода не превышает 15-16. Соответственно для высококипящих нефтяных фракций превращение одной части компонента будет протекать в кинетической области другой – во внутридиффузионной или переходной областях.
В кинетической области скорость превращения исходного сырья определяется его концентрацией на поверхности в первой степени:
где k’– истинная константа скорости реакции; α - поверхностная концентрация сырья.
Практически все уравнения кинетики каталитического крекинга базируются на этой зависимости. К настоящему времени предложено более 10 вариантов уравнений которые можно разделить на две группы: уравнения полученные при предположении неизменности текущей активности катализатора в цикле крекинга и уравнения учитывающие изменение активности катализатора.
Вывод уравнений первой группы базируется на применение уравнения адсорбции Лэнгмюра. С помощью него в проточной системе идеального вытеснения уравнение в интегральной форме принимает вид:
Во многих случаях данное уравнение хорошо описывает кинетику каталитического крекинга нефтяных фракций на цеолитсодержащих катализаторах.
Уравнения получаемые при допущении неизменности активности катализатора в цикле крекинга могут быть использованы и для описания превращения компонентов нефтяных фракций выбранных исходя из близости реакционной способности.
Описание кинетики каталитического крекинга с учётом дезактивации катализатора значительно повышает ценность полученных при кинетическом анализе результатов. Кинетика дезактивации любого порядка может быть записана в общем виде:
где αК=SS0 – доля активной поверхности в момент времени ; – время контакта катализатора с сырьём; kД – константа скорости дезактивации; m – порядок дезактивации по концентрации активных центров.
В совокупности кинетические уравнения позволяют в той или иной мере описать крекинг углеводородного сырья в «идеализированных» условиях т.е. при допущении реализации режимов идеального вытеснения или смещения сырья и катализатора отсутствие влияния массообмена между локальными объёмами реакционного пространства обратного перемешивания газовой фазы в режиме вытеснения и т.д. Описание крекинга при наличии указанных осложнений осуществляется с помощью «макрокинетических» уравнений которые имеют существенно более сложный вид.
Образование кокса и его отложение на катализаторе является нежелательной реакцией при крекинге углеводородного сырья способствующей обратимой неравновесной дезактивации катализатора. В то же время тепло выделяющееся в регенераторе при окислении кокса с целью восстановления активности катализатора необходимо для обеспечения теплового баланса в системе. Кроме того образующийся кокс в некоторой степени участвует в реакциях перераспределения водорода важных для получения бензина высокого качества. Развитие технологии каталитического крекинга характеризуется непрерывным уменьшением выхода кокса с целью достижения уровня требуемого только для поддержания теплового баланса при полном окислении в СО2. практически регенерация в значительной мере определяет равновесную активность катализатора выбранную схему аппаратурное оформление и технико – экономические показатели процесса в целом.
Кокс отложившийся на катализаторе крекинга состоит из агломератов с псевдографитовой структурой и многоядерных ароматических углеводородов. Элементный состав кокса меняется от СН04 СН13. В коксе содержащем небольшую долю неотпаренных тяжелых углеводородов состав которых колеблется в пределах СН10 – СН15.
Повышение глубины конверсии сырья температуры реакции и длительность контакта катализатора с сырьём способствует увеличению отношения углерод : водород в коксе.
При крекинге алифатических углеводородов получается кокс более обогащенный водородом чем при крекинге ароматических. В составе кокса полученном при крекинге сырья содержащего сернистые соединения обнаруживается сера.
Образующийся при крекинге нефтяных фракций в результат различных реакций кокс подразделяется на четыре типа.
«Каталитический» кокс который образуется на кислотных катализаторах. Выход его растет с увеличением конверсии сырья и с уменьшением температуры крекинга при постоянной конверсии снижается при переходе от аморфных к цеолитсодержащим катализаторам и зависит от времени пребывания катализатора в реакторе. В расчёте на сырьё крекинга выход «каталитического» кокса обычно при прочих равных условиях изменяется прямо пропорционально отношения катализатор : сырьё.
«Дегидрогенизационный» кокс образуется в результате реакций дегидрирования на металлах осадившихся на катализаторе из сырья.
«Хемосорбционный» кокс получающийся в результате необратимой хемосорбции на катализаторе высококипящих трудно крекируемых компонентов сырья. Этот кокс непосредственно связан с коксуемостью сырья например по Конрадсону с азотистыми основаниями и средней молекулярной массой сырья.
«Десорбируемый» кокс состоящий из углеводородов которые остаются на катализаторе в результате неполной десорбции в десорбере; его накопление зависит от циркуляции и объема пор катализатора и эффективности десорбции.
Соотношение в суммарном коксе определяется многими факторами. В среднем соотношение между различными видами кокса на катализаторе при крекинге вакуумных дистиллятов в псевдоожиженном слое приведены ниже:
Состав суммарного кокса
Содержание кокса % (отн.)
дегидрогенизационного
Образование кокса дегидрогенизационного определяется природой металла и его «эффективным» содержанием на катализаторе. Так кобальт медь и никель осаждённые на катализаторе способствуют увеличению выхода кокса. Ванадий молибден хром свинец и железо при высокой концентрации также приводят к росту выхода кокса но в меньшей степени чем никель; особенностью этих металлов является способность снижать выход кокса при небольшом их содержании на катализаторе. Для всех тяжёлых металлов наблюдается снижение дегидрогенизационной активности в циклах «реакции – регенерации» и поэтому влияние на выход кокса оказывает только содержание «эффективных» металлов.
3. Влияние технологических факторов.
Конверсия исходного сырья выход и качество продуктов определяется не только свойствами сырья и катализатора условиями реакции (массовой скоростью временем контакта катализатора с сырьём кратностью циркуляции катализатора температурой и давлением) но и типом реакционной системы количеством и качеством рециркулирующих фракции эффективностью тепло- и массообмена. Для проведения процесса в оптимальных условиях необходимо четко знать влияние технологических и конструктивных параметров на каталитический крекинг их взаимосвязь так как изменение любого из параметров требует подбора остальных. В то же время степень воздействия каждого параметра на выход и качество продуктов крекинга различен. Для цеолитсодержащих катализаторов наибольшее значение имеют характеристики сырья время контакта катализатора с сырьём и полнота регенерации. Эти параметры в свою очередь определяют тип реакционной системы и его инженерное оформление.
В реальной практике эксплуатации установок каталитического крекинга исходя из сложившейся на НПЗ ситуации в состав сырья вовлекают не только вакуумные дистилляты сернистых и малосернистых нефтей выкипающих в пределах 350-5000С но и другие в частности более легкокипящие фракции остаточные фракции побочные продукты иных процессов.
Использование в составе основного сырья крекинга добавок более легкокипящих керосино-газойлевых фракций заметно сказывается на выходе целевых продуктов при работе на аморфном катализаторе. Цеолитсодержащие катализаторы вследствие высокой каталитической активности менее чувствительны к облегчению фракционного состава сырья.
Из побочных продуктов других процессов вовлекаемых в промышленной практике в сырьё крекинга можно отметить газойли коксования и термических продуктов. Непосредственный крекинг газойля коксования протекает с низкой конверсией сырья составляющей в промышленных условиях максимально 55-65% против 80-85% (масс.) для вакуумных дистиллятов. При крекинге смеси газойля коксования и вакуумного дистиллята на цеолитсодержащем катализаторе результаты лучше. Обычно в основное сырьё добавляют 3-12%(масс.) газойля коксования и в редких случаях до 30%(масс.).
Иногда в качестве компонента сырья крекинга применяют бензины с установок коксования или термических процессов. Так добавка 3-4%(масс.) бензина коксования в сырье крекинга не изменила качества тяжелого бензина (фр. 110-2210С) и циркулирующего газойля но октановое число легкого бензина (фр. Н.к.-1100С) снизилось примерно на один пункт. Бензин висбрекинга более предпочтителен так как при равных добавках октановое число бензина крекинга выше на 2-3 пункта.
Необходимость углубления переработки нефти обуславливают использование для сырья крекинга вакуумных дистиллятов с концом кипения 550-5900С и в отдельных случаях – непосредственно мазута. Утяжеление малосернистого вакуумного дистиллята обуславливает некоторое снижение газообразных и жидких продуктов крекинга за исключением фракций выкипающих выше 2700С. Однако при расчёте на исходную нефть выход углеводородов С3 – С4 и бензина увеличивается.
В случае сернистых видов сырья с повышением конца кипения растёт выход газообразных углеводородов газойлевых фракций и кокса при снижении выхода бензина. В расчёте на исходную нефть выход бензина возрастает (на 2% масс.) что подтверждает целесообразность вовлечения в сырьё крекинга более тяжёлых фракций при ограничении содержания в них нежелательных примесей (металлов смол асфальтенов и др.).
Вовлечение в сырьё остаточных фракций увеличивает выход и улучшает октановую характеристику получаемых бензинов причём степень роста этих показателей определяется количеством добавленных остаточных фракций. Введение 147%(об.) остаточного сырья (остаток вакуумной перегонки нефти плотностью 0933 кипящей выше 5660С) в вакуумный газойль повышает выход бензина с 604 до 620% (об.) а также водорода и кокса снижает выход углеводородов С1-С4. Наряду со снижением конверсии сырья селективность увеличивается. Меньшее количество остаточного сырья (101% об.) не влияет на октановое число или даже снижает его.
Вмести с тем остаточные фракции при контакте с катализатором до конца не испаряются а неиспарённая часть является источником коксообразования и практически не превращается в целевые продукты.
Влияние содержания в сырье металлов сернистых и азотистых соединений на результаты крекинга преимущественно проявляются через изменение активности и селективности цеолитсодержащих катализаторов. Такие свойства сырья как коксуемость и содержание смол большей частью определяют образование дополнительного кокса на катализаторе. Сера в сырье каталитического крекинга кроме отрицательного воздействия на активность и селективность катализатора существенно ухудшает качество получаемых продуктов по содержанию в них серы и приводит к выбросам в атмосферу с газами регенерации токсичных соединений.
Тип реакционной системы.
Высокая активность цеолитсодержащих катализаторов в сочетании с быстрой их дезактивацией в ходе реакции предъявила новые требования к реакционной системе. Для установок с микросферическим катализатором разработан принципиально новый тип реакционной системы – прямоточный реактор с восходящим потоком газо-катализаторной смеси (лифт – реактор). По газодинамическим характеристикам этот реактор приближается к реакторам идеального вытеснения являющимся более эффективными для каталитического крекинга. Время контакта катализатора с сырьём в лифт – реакторе снижается до 2-6 с против 3-15 мин в реакторе с псевдоожиженным слоем катализатора.
Значительно улучшаются выходы и качество продуктов при использовании системы «лифт – реактор + форсированный псевдоожиженный слой»
Изучение протекания крекинга по высоте лифт – реактора показывает что на начальном участке возрастает конверсия сырья выход бензина и легкого газойля а активность катализатора падает. Дальнейший контакт катализатора с сырьём приводит к менее значительному росту конверсии при снижении выхода бензина и лёгкого газойля.
Выходы продуктов крекинга на высокоактивных катализаторах в лифт – реакторе можно повысить при установке после реактора разделительных циклонов двухступенчатого сепаратора райзера или подбором оптимальной конструкции узла смешения регенерированного катализатора с сырьём. (Многоточечный ввод сырья приводит к росту конверсии сырья и выхода бензина соответственно на 30 и 23% (об.)).
Оперативные условия
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°С можно повысить октановое число (ИОЧ) на 07-18п. однако повышая октановое число бензина снижается выход бензина и увеличивается выход сухого газа и при повышении температуры в реакторе до 540°С 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. При постоянной производительности по сырью с увеличением кратности циркуляции катализатора происходит уменьшение температуры в регенераторе с одновременным увеличением количества кокса циркулирующего в системе.
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.
Содержание кислорода в дымовых газах.
Увеличение процента кислорода в дымовых газах регенерации за счет увеличения подачи воздуха понизит содержание кокса на регенерированном катализаторе образование углерода в реакторе и температуру в регенераторе. Однако слишком высокий процент кислорода может привести к догоранию СО в СО2 в объеме регенератора и послужить причиной аварийной ситуации.
Подача шлама в реактор.
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.
Уровень катализатора в реакторе.
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.
Остаточный кокс на регенерированном катализаторе.
Цеолитсодержащие катализаторы очень чувствительны к содержанию остаточного кокса который остаётся преимущественно в цеолитном компоненте и резко снижает активность и селективность катализатора. Наиболее полная реализация всех свойств цеолитсодержащих катализаторов осуществляется при остаточном содержании коксе на регенерированном катализаторе менее 01 и даже005% (масс.).
Содержание остаточного кокса на регенерированном катализаторе определяется его исходной закоксованностью и степенью регенерации. Обычно исходная закоксованность на выходе из реактора поддерживается на уровне 08-10% (масс.) путём подбора времени контакта катализатора с сырьем (2-5 с) температуры крекинга и кратности циркуляции катализатора. Зависимость конверсии сырья и выхода продуктов от содержания остаточного кокса которое изменялось подъёмом температуры регенерации при постоянной подаче воздуха представлены в таблице:
Зависимость конверсии сырья и выхода продуктов от содержания остаточного кокса
Содержание остаточного кокса % (масс.)
бензин (С5 –2210С) % (масс.)
печное топливо %(об.)
тяжелый цирк. газойль % (об.)
* Полный дожиг оксида углерода.
По мере снижения содержания остаточного кокса возрастает конверсия сырья выход газа и бензина.
Технико-экономическое обоснование используемого метода.
Большинство исследователей считают что металлы входят в состав комплексов порфиринового и непорвиринового характера высокомолекулярных полициклических соединений содержащих азот и кислород. Порфирины содержащие металлы представляют собой сравнительно стойкие соединения которые во время перегонки отгоняются вместе с дистиллятом не разрушаясь. О способности перегоняться группы комплексных соединений сопутствующих в основном асфальтено – смолистым веществам данных нет однако указывается что эти соединения заносятся в дистиллят в виде капелек жидкости из-за нечеткости фракционирования.
Содержание ванадия в вакуумных дистиллятах прямой перегонки Западно-Сибирской нефти примерно 19*10-4 никеля 3*10-5 . В мазутах и полумазутах содержание металлов резко увеличивается примерно на два порядка. Указанный характер распределения ванадия и никеля в нефтяных фракциях объясняется тем что порфирины обладают низкой летучестью и концентрируются в остаточной части нефти.
Наличие металлов в сырье крекинга особенно никеля ванадия меди и железа является причиной ухудшения эффективности действия катализаторов обуславливая резкие изменения его активности и селективности. В связи с этим весьма важно подвергать сырьё очистке или удалять металлы с поверхности катализатора специальными методами. По степени возрастающего влияния на изменение выхода продуктов крекинга металлы располагаются в той же последовательности в какой они вызывают уменьшение активности катализатора: Pb Cr Fe V Mo Cu Co Ni.
Цеолитсодержащие катализаторы по сравнению с аморфными алюмосиликатами проявляют меньшую восприимчивость к отравлению тяжелыми металлами обычно присутствующими в сырье крекинга. Например при содержании 03% (масс.) тяжелых металлов на цеолит содержащих катализаторах выход кокса лишь на 13 больше выхода его аморфном алюмосиликате. «Эффективные» металлы характеризуют ту долю осаждённых на катализаторе тяжёлых металлов которая обуславливает образование кокса и водорода. Содержание «эффективных» металлов определяется как произведение ванадиевого эквивалента (4Ni+V) на активную долю металла определяемую графически. Для цеолитсодержащих катализаторов содержание «эффективных» металлов заметно влияет на образование дополнительного кокса однако это влияние проявляется меньше чем для аморфного катализатора.
Дезактивация катализатора при различном содержании «эффективных»
Аналогичным образом влияет содержание эффективных металлов на распределение продуктов крекинга.
Влияние содержания эффективных металлов на распределение продуктов крекинга.
Содержание «эффективных металлов» % (масс.)
По мере увеличения содержания «эффективных» металлов в катализаторе выход бензина падает а выход кокса и газа растёт. Анализ сухого газа показывает что в нём увеличивается соотношение водород : метан при практически неизменном выходе метана. Это обусловлено дополнительным образованием водорода за счёт образования кокса при интенсификации металлами реакции дегидрирования и конденсации.
Стабильность катализаторов против дезактивирующего влияния тяжелых металлов возрастает при проведении крекинга с коротким временем контакта в прямоточных лифт реакторах. Это связано с тем что металлы на катализаторе активируются сульфидами образующимися при разложении исходного сырья крекинга. Однако в лифт реакторе катализатор находится очень короткий промежуток времени (2-10с) что недостаточно для активирования сульфидами дегидрогенизационной активности отложившихся тяжёлых металлов.
Снижение выхода бензина и увеличение коксообразование при накоплении металлов и других ядов существенно ухудшают технико-экономические показатели каталитического крекинга.
Двухступенчатый сепаратор.
Принцип действия основан на сочетании центробежных и инерционных сил.
На первой ступени поступающий из пневмоподъёмника поток газовзвеси под действием центробежных и инерционных сил разделяется с эффективностью 95%. Поток газа отделяется от основной массы твердых частиц резко изменяя направление движения и поступает на вторую ступень где также происходит дополнительная очистка под действием инерционных и центробежных сил до 98-99% достигаемой только в разгружном циклоне.
Уловленный на первой и второй ступенях частицы поступают из сепаратора по пылевозвратному стояку в кипящий слой. В двухступенчатом сепараторе протяженность траектории движения потоков значительно меньше чем в разгружном циклоне. Благодаря этому время пребывания газа в нём не превышает 02-03с. Дальнейшая доочистка может быть осуществлена в одной ступени высокоэффективных циклонов. Резкое сокращение времени пребывания паров в зоне высоких температур способствует предотвращению нежелательных реакций термокрекинга.
Гидравлическое сопротивление в двухступенчатом сепараторе ниже чем в разгружном циклоне и примерно на 20% выше сопротивления в баллистическом сепараторе следовательно катализатор истирается меньше в сепараторах.
Эффективность пылеулавливания при 18 мс – 995%. Дополнительным преимуществом двухступенчатого сепаратора является сохранение высокой эффективности пылеулавливания при снижении скорости газа что важно при работе с пониженной производительностью и во время пуска.
Схема двухступенчатого сепаратора
- поток катализатора 3- газ на доочистку
Изобретение касается производства углеводородов и может быть использовано в нефтепереработке. Цель – повышение выхода целевого продукта и снижение коксообразования. Процесс ведут каталитическим крекингом в присутствии цеолитсодержащего алюмосиликатного катализатора и органической добавки – неионогенного поверхностно – активного вещества в количестве 10-5 – 10-2 масс.% лучше оксиалкилированного алкилфенола или блоксополимеров оксидов этилена и пропилена. Эти условия снижают коксообразование с 204 – 178 до 13 – 128 масс.% и увеличивают выход бензина выделяемого из катализата на 251 – 326% причём бензин по октановому числу отвечает 77 пунктам.
Используемую добавку вводят в состав вакуумного газойля который затем насосом подают в реактор и подвергают крекингу
Влияние добавки на выход катализата и степень коксообразования при каталитическом крекинге на катализаторе АШНЦ-6С
Выход продуктов крекинга %масс.
Выход бензина на сырьё %масс.
Добавки увеличивающие межрегенерационный цикл
Изобретение относится к способу проведения каталитического крекинга с использованием предварительной обработки катализатора специальными веществами например пиридина и хинолина которые вводят в сырьё крекинга.
Целью изобретения является увеличение эффективности способа за счёт увеличния активности катализатора и увеличения межрегенерационного цикла использования катализаторов крекинга в момент их применения.
Катализатор перед контактированием с сырьём предварительно обрабатывают добавкой (пиридин хинолин аммиак диметиламин водный раствор хлористого бария) при температуре крекинга до полного насыщения катализатора. В результате индекс активности катализатора возрастает в среднем на 10 пунктов и практически не изменяется в течение 12 часов работы.
Пассиваторы металлоорганических соединений.
Примерно 95% нефтеперерабатывающих предприятий США и около 55% Европейских заводов перешло на крекинг вакуумного газойля с использованием пассиваторов тяжёлых металлов.
Один из таких методов описывается далее. К сырью крекинга добавляют пассиваторы - соединения Sb P Sn B реагирующие с примесями. Благодаря этому катализаторы способны не терять заметно активность в присутствии до 02 мол. % Ni и до 03 мол. % особенно вредного V. Для уменьшения выбросов оксидов S и N также вводят специальные добавки.
Разработан водорастворимый пассиватор тяжелых металлов на основе соединений сурьмы и некоторых других элементов.
Применение водорастворимого пассиватора позволяет вовлекать в процесс каталитического крекинга сырье с повышенным содержанием никеля и ванадия например вакуумный газойль с концом кипения выше 540°С смеси вакуумного газойля с мазутом или мазут.
При этом достигается:
снижение выхода водорода на 50%
увеличение выхода бензина на 2-6%
снижение выхода кокса на 5-10%
по сравнению с показателями полученными на катализаторе отравленном тяжелыми металлами.
Расход пассиватора составляет 2-50 гт перерабатываемого сырья (в зависимости от содержания металлов в сырье).
Водо-растворимый пассиватор имеет оригинальную рецептуру позволявшую целенаправленно регулировать соотношение ингредиентов благодаря чему он применим для восстановления активности отравленных тяжелыми металлами катализаторов любого химического состава.
Синтез пассиватора осуществляется в одну стадию на базе доступных крупнотоннажных продуктов и не требует специального оборудования поскольку растворителем служит вода.
Готовый продукт пригоден для использования в виде водного раствора или сухого гранулированного порошка.
Пассивация с помощью водорастворимого пассиватора легко вписывается в существующие схемы каталитического крекинга не требует капитальных дополнительных вложений и является гибким и технологическим процессом.
Предлагаются пассиваторы технология их синтеза и применения а также научно-техническая помощь при внедрении.
Система ввода пассиватора
ёмкость для хранения
печь для подогрева сырья
Влияние пассивации тяжелых металлов на выход продуктов крекинга.
Катализатор до пассивации
Катализатор после пассивации
Не отравленный катализатор
Содержание на kt Ni.%
Глубина превращения %
Н2 % (мол) на превращенное сырьё
Пассиватор диамилдитиокарбомат сурьмы:
Является готовой полуфункциональной присадкой к маслам выпускаемой фирмой “Vanderbilt Company” (США) под названием “Vanlube 73” представляет собой 50% раствор вещества в нейтральном масле.
Соединение в растворе циклогексана наноситься пропиткой на катализатор.
Внедрение пассиваторов тяжелых металлов в процесс каталитического крекинга является приоритетной задачей данного дипломного проекта

icon спецификация..doc

ДП.390240.25.06.03.ПЗ
Пояснительная записка
ДП.390240.25.06.03.ТС
Технологическая схема
ДП.390240.25.06.03.ВО
ДП.390240.25.06.03.КО
Компоновка оборудования
каталитического крекинга
мощностью 2 млн. тонн в год
с введением пассиваторов

icon план.doc

1 Теоретические основы процесса
2 Влияние технологических факторов
Технико-экономическое обоснование проектируемого производства
Технологическая часть
1 Характеристика сырья реагентов катализаторов полуфабрикатов готовой продукции
2 Теоретические основы принятого метода.
3 Описание технологической схемы
Расчетно-технологическая часть
1 Условные обозначения
2 Материальный баланс
4 Конструктивный расчет
5 Выбор и подбор технологического оборудования
Автоматизация технологического процесса
1 Автоматическое регулирование и контроль процесса
26.2. Спецификация приборов и средств автоматизации
36.3. Выбор параметров подлежащих регулированию и контролю
46.4. Характеристика регулирующих и предохранительных клапанов
1 Взрывоопасные и токсичные свойства сырья получаемых продуктов и отходов производства
2 Классификация технологических блоков
3 Основные правила безопасного ведения технологического процесса
4 Индивидуальные средства защиты рабочих
1 Планирование производственной программы установки каталитического крекинга
2 Планирование материально-технического обеспечения установки каталитического крекинга
3 Планирование поставок материальных и энергетических ресурсов
4 Планирование фонда потребления рабочих
5 Фонд заработной платы рабочих
6 Расчет плановой себестоимости продукции
Отходы при производстве продукции
Список используемой литературы

icon ПЗ.doc

Нефтеперерабатывающая и нефтехимическая промышленность - часть единого народнохозяйственного комплекса которая сосредотачивая в своем составе переработку нефти производство моторных топлив и продуктов нефтехимии различного ассортимента относится к числу отраслей оказывающих существенное влияние на технический прогресс и развитие производительных сил республики в целом.
Для глубокой переработки нефти с целью производства высокооктанового бензина решающее значение имеет каталитический крекинг позволяющий из разнообразного малоценного тяжелого сырья получать высокооктановые бензины сырьё для нефтехимии и алкилирования производство технического углерода и кокса. Каталитический крекинг один из самых многотонажных химических производств.
Разработанный в 1936г. процесс каталитического крекинга в настоящее время является одним из основных процессов современных и перспективных НПЗ топливного профиля обеспечивающих выработку больших количеств высокооктанового бензина из тяжелого сырья - атмосферного газойля дистиллятов вакуумной перегонки и коксования деасфальтизата
Радикальные улучшения процесса каталитического крекинга в 60 и 70-х годах связаны с открытием каталитической активности цеолитов и созданием на их основе каталитический крекинг. В настоящее время наибольшее распространение получили установки с микросферическим катализатором которые продолжают непрерывно совершенствоваться. Внедрение цеолитсодержащих катализаторов выявило необходимость применения для крекинга прямоточных реакторов с восходящим потоком (лифт – реакторов) с малым временем контакта катализатора и сырья а также специальных приёмов регенерации обеспечивающих снижение содержания остаточного кокса на катализаторе и окисление оксида углерода в диоксид.
Необходимости производства качественного высокооктанового топлива до сих пор остаётся актуальной проблемой.
Повышение качества автомобильных бензинов достигается за счет углубления степени гидроочистки сырья от таких нежелательных примесей как сера азот смолистые вещества и непредельные углеводороды а также применения высокоэффективных катализаторов более совершенного оборудования и современной технологии производства.
Необходимость улучшения качества топлив обусловлена постоянно возрастающими требованиям по охране окружающей среды и экономии нефтересурсов.
Внедрение каталитических процессов уже за текущее десятилетие позволило увеличить производство качественного бензина (с октановым числом 80 и выше на 50%) и это притом что полностью потенциал каталитического крекинга не исчерпан.
В США и Европе в 90% процессов нефтехимической технологии используют крекинг и при этом получают 20-30% национального продукта.
Перспективные направления исследования каталитического крекинга:
а) по созданию катализаторов новых реакций: с осуществлением одновременно нескольких стадий заменой минеральных кислот и A
б) по разработке новых методик приготовления катализаторов изучению процессов дезактивации катализаторов использованию современных методов и технологий для создания новых катализаторов и определения механизма их действия: компьютерное моделирование и нанотехнология что представляет собой фундаментальную задачу химии и физики поверхностных явлений. [1]
Как наиболее важные направления в развитии научных основ катализа выделяют усовершенствование цеолитных катализаторов существующих процессов каталитического крекинга и гидрокрекинга а также использование различных добавок к сырью: пассиваторов неионогеного ПАВ шлама т.д. Отсюда понятно почему катализаторы на основе цеолитов интенсивно изучают и производят в огромных количествах. В 1998 году промышленно развитые страны произвели 906 тыс. т цеолитов для использования в составе моющих средств 102 тыс. т для приготовления катализаторов из них до 98% цеолитов Y и ZSM-5 для крекинга и гидрокрекинга 55 тыс. т сорбентов. [5]
Технология каталитического крекинга на цеолитсодержащих катализаторах является весьма гибкой и при необходимости позволяет в широких пределах варьировать выход продуктов с целью повышения производства наиболее желательного из них. Варьирование параметров процесса каталитического крекинга позволяет наряду с изменением выхода целевых продуктов эффективно регулировать и их качество.
Различные направления использования каталитического крекинга на цеолитсодержащих катализаторах [1]
Высокий выход печного топлива
Высокий выход бензина и низкий газа
Получение бензина и сырья для алкилирования
Максимальный выход бензина
Характеристика сырья (фр. 350-5000С)
Температура выкипания 50% (об) 0С
Конверсия сырья % (об)
Печное топливо % (об)
Высокая эффективность и гибкость процесса надежность используемого оборудования и возможность создания автоматизированных установок большой мощности решающая роль процесса в углублении переработки нефти с целью увеличения производства высокооктановых бензинов обуславливает его широкое применение в нефтеперерабатывающей промышленности и создают благоприятные условия для дальнейшего использования.
Процесс каталитического крекинга проводят в реакторе высотой 30-35 м (или в нескольких реакторах высотой по 10 м) при 450-5200С и атмосферном или повышенном давлении (до 04 МПа). [1]. При этом протекают крекинг парафинов и нафтенов до олефинов и парафинов изомеризация деалкилирование расщепление боковых цепей и перераспределение алкильной группы ароматических соединений диспропорционирование олефинов перераспределение водорода полимеризация и конденсация коксообразование - образование полиалкилароматических соединений и графитоподобных агломератов. Продуктами при общей степени превращения ~ 70% являются газ (до 20%) бензин (до 50-60% с октановым числом (ОЧ) до 80) легкий и тяжелый газойли (до 30%). Эти показатели зависят от типа сырья катализатора и режима процесса. Установлено [1] что все процессы начинаются атакой протона структурных гидроксильных групп катализатора молекулой углеводорода в результате чего образуются карбокатионы. Присоединение протона к олефину приводит к образованию иона карбения несущего положительный заряд и способного быстро расщепляться или изомеризоваться. Именно способность к изомеризации объясняет то что бензин каталитического крекинга имеет высокое ОЧ. Природа взаимодействия насыщенных углеводородов с протоно-донорными центрами катализатора служит еще предметом дискуссии. Ранее считали что сначала парафин превращается на катализаторе в олефин и далее происходит крекинг. Сейчас предполагают что сильные кислотные центры цеолитов воздействуют на парафины аналогично суперкислоте образуя ион карбения. Причем во всех моделях необязательным является полный перенос протона. Достаточно образования комплекса углеводород-протон с частичным переносом заряда.
До 60-х годов катализаторами были аморфные алюмосиликаты а с 1962 года начато внедрение цеолитов поскольку они способны более полно и селективно перерабатывать нефтяное сырье. Для приготовления цеолита как компонента катализатора проводят замещение ионов Na+ в цеолите Y на ионы NH4+ (с целью создания кислотных центров при последующем прокаливании) и или обмен на ионы редкоземельных элементов (РЗЭ). Во все большей степени цеолит используют в ультрастабильной форме (USY). Однако цеолит является лишь основой катализатора. В первых катализаторах было 8-12% цеолита. Совершенствование технологии позволило повысить его содержание до 20-30% и возможно дальнейшее увеличение. Окончательный состав промышленного катализатора определяется особенностями технологии что вызывает необходимость более подробно обсудить схему современной установки каталитического крекинга.
Процесс проводят в лифт-реакторах в которые сырье и катализатор обычно поступают снизу а продукты вместе с катализатором удаляются сверху. Для обеспечения потока и равномерного перемешивания катализатор должен иметь малый размер частиц. Изготавливают микросферические частицы средний диаметр которых составляет 60 мкм. Частицы размером до 40 и свыше 105 мкм удаляют так как слишком малые частицы будут уноситься из реактора а крупные не обладают прочностью достаточной для избежания истирания в потоке. За счет протекающих одновременно с крекингом процессов полимеризации образуется кокс и катализатор теряет активность поэтому время пребывания в реакторе ограничено секундами. На выходе катализатор отделяется от смеси углеводородов и после обработки водяным паром для удаления более легко летучей части полимерных отложений поступает в регенератор в котором при 650-6700С в атмосфере воздуха проводят выжигание кокса а выделяющееся при этом тепло используют для нагрева сырья.
В нефти всегда присутствуют S- N- и O-содержащие соединения а также металлы (Na V Fe N и одновременно создаёт равномерное распределение кокса на поверхности катализатора. Кроме того аморфный алюмосиликат увеличивает прочность микросферы. Для повышения коэффициента скольжения частиц (предотвращение истирания) их поверхность покрывают солями бария или другими модификаторами. Для удаления остатком сырья и продуктов крекинга с поверхности катализатора проводят обработку водяным паром в десорбере. Следовательно для повышения стабильности к пару вводят катионы РЗЭ и используют USY. Чтобы обеспечить замкнутый поток катализатора в цикле реактор-регенератор удаление кокса (его может быть до 5%(масс.) от сырья но ограничивают 08-10%) в регенераторе должно произойти достаточно быстро. Для этого в катализатор добавляют переходные металлы увеличивающие скорость и полноту окисления до СО2 .
1.Теоретические основы процесса.
Процесс каталитического крекинга гидроочищенного сырья и позволяет получать следующие продукты:
- жирный газ и нестабильный бензин используемые в качестве сырья на секции абсорбции и газофракционирования с целью получения пропан-пропиленовой (С3) бутан-бутиленовой (С4)фракций сухого газа (С2) и высокооктанового компонента автобензина АИ-92А-80 (фракция 205°С;
- легкий газойль используемый в качестве компонента дизельного топлива или товарного печного топлива (фракция 195-270°С);
- фракцию 270-420°С используемую в качестве компонента сырья для производства технического углерода компонента котельного топлива или добавки к сырью висбрекинга;
- фракцию > 420°С используемую в качестве компонента сырья для производства технического углерода компонента котельного топлива или сырья для установки замедленного коксования с целью получения кокса игольчатой структуры.
Для осуществления процесса каталитического крекинга предусмотрены следующие блоки:
- блок ректификации и очистки технологического конденсата;
- воздушная компрессорная.
Сущность процесса каталитического крекирования углеводородов основана на расщеплении высокомолекулярных компонентов сырья на более мелкие молекулы с перераспределением освобождающихся по месту разрыва связи "углерод-углерод" атомов водорода.
В итоге образуется газ бензин и кокс отлагающийся на поверхности катализатора.
Постадийно процесс каталитического крекинга может быть представлен следующим образом:
- поступление сырья к поверхности катализатора (внешняя диффузия);
- хемосорбция на активных центрах катализатора;
- химическая реакция на поверхности катализатора;
- десорбция продуктов крекинга и непрореагировавшей части сырья с поверхности катализатора и частично из внутренних пор;
- вывод продуктов крекинга из зоны реакции на последующую их ректификацию.
Наиболее типичными компонентами сырья для каталитического крекинга являются парафиновые углеводороды при крекинге которых доминируют процессы разложения С16Н34 ----> С8Н18 + С8Н16.
Наиболее часто разрыв молекулы парафинового углеводорода происходит по средней ее части.
Термическая стабильность парафинов понижается с увеличением молекулярного веса углеводородов. [9]
При крекинге парафиновых углеводородов нормального строения протекают и вторичные реакции с образованием ароматических углеводородов и кокса. Изопарафиновые углеводороды крекируются легче.
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.
В условиях каталитического крекинга термодинамически вероятно протекание большого числа различных реакций среди которых определяющее влияние на результаты процесса оказывают реакции разрыва углерод – углеродной связи перераспределения водорода ароматизации изомеризации разрыва и перегруппировки углеродных колец конденсации полимеризации и коксообразования. В зависимости от типа сырья свойств катализатора оперативных условий процесса а также от конструктивных особенностей реакционных аппаратов интенсивность протекания указанных реакций может меняться. Проведение процесса в оптимальных условиях заключается в обеспечении максимального протекания желательных реакций при минимуме нежелательных.
Большой интерес для технологии каталитического крекинга представляет поведение ароматических углеводородов. Крекинг ароматических углеводородов сопровождается их деалкилированием и конденсацией.
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. [1]
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.
Обычно одним из лучших показателей 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.
На основании исследований [1] 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. [1]
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.
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 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. [1]
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.
Присутствие в сырье сернистых азотистых и металлоорганических соединений дезактивирует применяемый катализатор ухудшает качество продуктов крекинга.
С целью улучшения качества сырья каталитического крекинга вводится предварительная гидроочистка сырья что позволяет полностью исключить влияние колебаний в изменении качественного состава сырья на результаты процесса крекинга и стабилизировать работу реакторно-регенераторного блока.
Процесс с применением гидроочищенного сырья протекает более глубоко и селективно в результате чего возрастает абсолютный выход бензина и снижается выход кокса. [1]
Отличительной особенностью продуктов крекинга полученных при переработке гидроочищенного сырья является низкое содержание в них серы это исключает дополнительные затраты на их гидрооблагораживание.
Сырьём каталитического крекинга могут служить нефтепродукты различной природы и фракционного состава: керосиновые и тяжелые дистилляты прямой перегонки нефти дистилляты от деасфальтизации мазутов и гудронов керосино – газойлевые фракции коксования нефтяных остатков нефти и мазуты без предварительного удаления из них смолистых веществ. [1]
В промышленной практике при производстве компонента автобензина на установках каталитического крекинга применяют преимущественно тяжелое сырье выкипающее в пределах 350 –500 0С. При этом к сырью предъявляют следующие требования по фракционному составу:
- практически полное отсутствие бензино – лигроиновых фракций выкипающих до 240 0С так как в условиях крекинга они претерпевают незначительные превращения нерационально загружают реакционный аппарат и существенно снижают октановое число бензина;
- ограниченное (до 8-10% об) содержание фракций выкипающих до 350 0С
Это требование обусловлено рядом причин. Выход светлых продуктов в процессе каталитического крекинга почти линейно снижается с ростом содержания в сырье фракций выкипающих до 350 0С вследствие различной реакционной способности углеводородных компонентов сырья и высокого содержания в ней парафин – нафтеновых которые ухудшают качество газойлевых фракций крекинга при использовании их для получения игольчатого кокса и технического углерода.
- ограничение конца кипения дистиллятного сырья температурой 5000С обусловленное концентрированием в высококипящих фракциях нежелательных примесей – смол асфальтенов и металлов снижающих активность катализатора. [1]
К реакциям с высокой термодинамической вероятностью (более 95%) протекания в условиях крекинга относятся реакции расщепления парафинов и олефинов дегидроциклизация парафинов дегидрирование гидроароматических углеводородов и перераспределение водорода в ненасыщенных циклических углеводородах с образованием циклопарафиновых и ароматических углеводородов. Такие реакции как изомеризация деалкилирование алкилароматических углеводородов перераспределение водорода в линейных олефинах циклизация парафинов характеризуются термодинамической вероятностью протекания до определённого равновесного состояния. Однако близкое к равновесию соотношение компонентов наблюдается только для некоторых реакций изомеризации олефинов изомеризации и деалкилирования ароматических углеводородов.
В условиях крекинга термодинамически возможно незначительное протекание реакции синтеза причём некоторые заметно влияют на результаты процесса. Это – алкилирование ароматических и парафиновых углеводородов олефинами полимеризация олефинов конденсация и коксообразование.
Для каталитического крекинга осуществляемого практически при постоянном давлении термодинамическая вероятность протекания различных реакций меняется при варьировании температуры. Для уменьшения нежелательных реакций например полимеризации олефинов конденсации и алкилирования ароматических крекинг целесообразно проводить при более высоких температурах но при этом снижается вероятность протекания реакций перераспределения водорода и циклизации олефинов необходимых для обеспечения хорошего качества продуктов и возрастает вероятность глубокого крекинга с повышенным выходом газообразных углеводородов. Поэтому в каждом конкретном случае должны быть подобраны оптимальные условия для осуществления реакций учитывающие требования как термодинамики так и кинетики процесса.
Тепловые эффекты протекающие при крекинге сырья различаются по величине и знаку. В большинстве случаев реакции эндотермичны но при высокой конверсии сырья процесс может идти с экзотермическим эффектом. Это связано с ростом вклада реакций протекающих с выделением тепла таких как перераспределение водорода циклизация полимеризация олефинов алкилирование гидрирование перемещение двойной связи и перестройка углеводородного скелета олефинов. Интенсивность протекания тех или других реакций определяет результирующий тепловой эффект крекинга. Теплота крекинга зависит от сырья и глубины его превращения катализатора и газодинамических условий.
Механизм большинства реакций каталитического крекинга качественно описывается в рамках карбоний – ионной теории. [1]Активными промежуточными частицами в реакции являются карбокатионы образованные при гетеролитическом разрыве связей в молекуле углеводорода или при присоединении к углеводороду электронодефицитных кислотных групп.
Образование карбокатионов может протекать по ассоциативному и диссоциативному механизмам в зависимости от типа углеводорода свойств катализатора и среды. При ассоциативном механизме к углеводороду присоединяется протон кислота Льюиса или другой карбениевый ион и т.д. При диссоциативном механизме происходит гетеролитический разрыв связи С – С или С – Н в результате атаки электрофильным агентом например протоном.
Основными реакциями превращения карбениевого иона являются -отщепление изомеризация с перемещением алкильной группы или водородного атома элиминирование протона Н-перенос и присоединение:
СН3 СН2-СН=СН2+ С+Н2-СН2-R
СН+ изомеризация СН3-СН2-С+Н-СН2-СН2-R
СН2 С+Н2-СН-СН2-СН2-R
СН2 СН3-СН2-СН2-СН2-СН2—R+ +R’
СН2 СН2-СН=СН-СН2-СH2-R + H+
присоединение; +СН2=СНСН3 (СН3)2
R СН-СН2-С+Н-СН2-СН2-СН2-R
Аллильные и олефиновые карбокатионы также интенсивно подвергаются циклизации и конденсации сопровождающиеся Н-переносом и элиминированием протона. Соотношение скоростей перечисленных реакций определяется структурой углеводорода свойствами катализатора и среды условиями её проведения.
-отщепление. Карбениевый ион расщепляется по связи С-С в положении по отношению к атому углерода несущему заряд. В условиях каталитического крекинга -отщепление на ранних стадиях прерывается за счёт конкуренции реакций Н-переноса и элиминирования протона что обусловливает образование многочисленных углеводородных соединений различной молекулярной массы. Снижение температуры реакции способствует увеличению вклада реакции Н-переноса росту средней молекулярной массы и увеличению доли насыщенных углеводородов в продуктах крекинга.
Изомеризация. Карбокатионы представляют весьма лабильную структуру которая легко перестаивается в наиболее энергетически стабильное состояние (первичные в третичные). Изомеризация первичного карбокатиона в разветвленные энергетически выгодна и поэтому протекает в соответствующих условиях довольно легко. Сочетание в каталитическом крекинге реакций изомеризации и -отщепления карбокатионов обусловливает в продуктах повышенное содержание углеводородов разветвленного строения часто превышающее равновесные количества.
Элиминирование протона приводит к получению продуктов крекинга с одновременной регенерацией протонного кислотного центра. Реакция протекает тем легче чем менее стоек отдающий его карбокатион. Считается например что образование этилена при крекинге парафинов является результатом реакции элиминирования протона.
Н-перенос. Карбениевые ионы способны отнимать гидрид-ион от «донорной» молекулы. Источниками гидрид-иона являются насыщенные углеводороды олефины циклоолефины гидроароматические углеводороды и т.д. При этом из «донорной» молекулы образуется карбокатион который претерпевает обычные превращения.
Наиболее легко отрыв гидрид-иона протекает для третичного атома углерода труднее - вторичного и т.д. Нафтеновые и гидроароматические углеводороды часто содержат третичные атомы углерода и поэтому интенсивно участвуют в реакции Н-переноса. Несмотря на большую эндотермичность образования карбокатиона С+Н3 при -отщеплении высокая теплота реакции Н-переноса с его участием может вызывать значительное образование метана при крекинге алканов.
Реакции Н-переноса весьма важны для обеспечения необходимой скорости конверсии исходного сырья и образования продукта требуемого качества. Если рассматривать реакции с участием карбокатионов как цепные то реакция Н-переноса обеспечивает инициирование нового карбокатиона из молекул исходного сырья.
Большая стабильность третичных и вторичных карбениевых ионов приводит к повышенной их концентрации на поверхности и соответственно к большей скорости образования при Н-переносе насыщенных углеводородов изостроения в первую очередь изобутана и изопентана. [1]
Реакции каталитического крекинга подразделяют на первичные относящиеся к превращению молекул исходного сырья и вторичные в которых участвуют продукты реакции. Наиболее важные первичные и вторичные реакции протекающие при крекинге описаны ниже
Крекинг парафинов с образованием алифатических углеводородов меньшей молекулярной массы:
Парафин Олефин +Олефин + Парафин
Олефин + Олефин + Н2
Число молей олефина на 1 моль исходного парафина при отсутствии влияния вторичных реакций превращения олефинов ≥1
Крекинг нафтенов с образованием олефинов:
Нафтен Олефин + Олефин
Если нафтен содержит циклогексановое кольцо оно обычно не раскрывается:
Нафтен Циклогексан +Олефин
Деалкилирование алкилароматических углеводородов:
Алкилароматический углеводород Ароматический углеводород + Олефин
Расщепление боковых цепей алкилароматических углеводородов:
Алкилароматический углеводород Ароматический с боковой ароматической цепью + Парафин
Крекинг олефинов с образованием олефинов меньшей молекулярной массы:
Олефин Олефин + Олефин
n-Ксилол o-Ксилол + м-Ксилол
Перераспределение алкильной группы между двумя ароматическими углеводородами:
С6Н4(С Н3)2+С6Н6 2С6Н5(СН3)
Диспропорционирование олефинов с низкой молекулярной массой
Н2С=СНСН2СН3 Н2С=СНСН3 +Н2С=СН2СН2СН3
Перераспределение водорода:
Нафтен +Олефин Аром. углеводород +Парафин
Олефин 2 парафина + Диен
Олефин ароматический углеводород + Парафин
Циклоолефин Нафтен + Ароматический углеводород
Ароматический углеводород Кокс + Парафин
Полимеризация конденсация и коксообразование:
СН=СН2 + RСН=СНR1 +2Н2
Каталитический крекинг углеводородного сырья аналогично любой газофазной гетерогенно – каталитической реакции включает многие стадии имеющие различные скорости и процесс в целом протекает со скоростью наиболее медленной стадии которая называется лимитирующей.
Обычно лимитирующей стадией каталитического крекинга является собственно химическая реакция на поверхности (кинетическая область протекания реакции). В некоторых случаях для цеолитсодержащих катализаторов при неудовлетворительной пористой структуре матрицы скорость процесса лимитируется диффузией реагентов в порах (внутридиффузионная область протекания реакции). Применение микросферических катализаторов со средним размером частиц 60 мкм практически исключает возможность внутридиффузионного торможения в порах матрицы до температуры 530-550 0С.
Кроме пористой структуры матрицы диффузионное торможение могут оказывать также поры цеолитного компонента. Крекинг нефтяных фракций протекает на внешней поверхности цеолитного компонента. Считают что крекинг кумола изооктана и керосино – газойлевой фракции протекает в кинетической области относительно цеолитного компонента. При описании крекинга парафинов с различным числом углеродных атомов приводятся данные [1] показывающие что для н – парафинов выше С16 и циклических углеводородов при числе циклов в молекуле более двух наблюдается диффузионное торможение в порах цеолита. Вероятно можно предположить что крекинг индивидуальных углеводородов протекает в кинетической области если они не содержат более двух циклов в молекуле и число атомов углерода не превышает 15-16. Соответственно для высококипящих нефтяных фракций превращение одной части компонента будет протекать в кинетической области другой – во внутридиффузионной или переходной областях.
В кинетической области скорость превращения исходного сырья определяется его концентрацией на поверхности в первой степени:
где k’– истинная константа скорости реакции; α - поверхностная концентрация сырья.
Практически все уравнения кинетики каталитического крекинга базируются на этой зависимости. К настоящему времени предложено более 10 вариантов уравнений которые можно разделить на две группы: уравнения полученные при предположении неизменности текущей активности катализатора в цикле крекинга и уравнения учитывающие изменение активности катализатора.
Вывод уравнений первой группы базируется на применение уравнения адсорбции Лэнгмюра. С помощью него в проточной системе идеального вытеснения уравнение в интегральной форме принимает вид:
где Х - конверсия сырья объёмные доли; 0 – массовая скорость подачи сырья; k – константа скорости образования продуктов.
Во многих случаях данное уравнение хорошо описывает кинетику каталитического крекинга нефтяных фракций на цеолитсодержащих катализаторах.
Уравнения получаемые при допущении неизменности активности катализатора в цикле крекинга могут быть использованы и для описания превращения компонентов нефтяных фракций выбранных исходя из близости реакционной способности.
Описание кинетики каталитического крекинга с учётом дезактивации катализатора значительно повышает ценность полученных при кинетическом анализе результатов. Кинетика дезактивации любого порядка может быть записана в общем виде:
где αК=SS0 – доля активной поверхности в момент времени ; – время контакта катализатора с сырьём; kД – константа скорости дезактивации; m – порядок дезактивации по концентрации активных центров.
В совокупности кинетические уравнения позволяют в той или иной мере описать крекинг углеводородного сырья в «идеализированных» условиях т.е. при допущении реализации режимов идеального вытеснения или смещения сырья и катализатора отсутствие влияния массообмена между локальными объёмами реакционного пространства обратного перемешивания газовой фазы в режиме вытеснения и т.д. Описание крекинга при наличии указанных осложнений осуществляется с помощью «макрокинетических» уравнений которые имеют существенно более сложный вид.
Коксообразование. [1]
Образование кокса и его отложение на катализаторе является нежелательной реакцией при крекинге углеводородного сырья способствующей обратимой неравновесной дезактивации катализатора. В то же время тепло выделяющееся в регенераторе при окислении кокса с целью восстановления активности катализатора необходимо для обеспечения теплового баланса в системе. Кроме того образующийся кокс в некоторой степени участвует в реакциях перераспределения водорода важных для получения бензина высокого качества. Развитие технологии каталитического крекинга характеризуется непрерывным уменьшением выхода кокса с целью достижения уровня требуемого только для поддержания теплового баланса при полном окислении в СО2. практически регенерация в значительной мере определяет равновесную активность катализатора выбранную схему аппаратурное оформление и технико – экономические показатели процесса в целом.
Кокс отложившийся на катализаторе крекинга состоит из агломератов с псевдографитовой структурой и многоядерных ароматических углеводородов. Элементный состав кокса меняется от СН04 до СН13. В коксе содержащем небольшую долю неотпаренных тяжелых углеводородов состав которых колеблется в пределах СН10 – СН15. [1]
Повышение глубины конверсии сырья температуры реакции и длительность контакта катализатора с сырьём способствует увеличению отношения углерод : водород в коксе.
При крекинге алифатических углеводородов получается кокс более обогащенный водородом чем при крекинге ароматических. В составе кокса полученном при крекинге сырья содержащего сернистые соединения обнаруживается сера.
Образующийся при крекинге нефтяных фракций в результат различных реакций кокс подразделяется на четыре типа.
«Каталитический» кокс который образуется на кислотных катализаторах. Выход его растет с увеличением конверсии сырья и с уменьшением температуры крекинга при постоянной конверсии снижается при переходе от аморфных к цеолитсодержащим катализаторам и зависит от времени пребывания катализатора в реакторе. В расчёте на сырьё крекинга выход «каталитического» кокса обычно при прочих равных условиях изменяется прямо пропорционально отношению катализатор : сырьё.
«Дегидрогенизационный» кокс образуется в результате реакций дегидрирования на металлах осадившихся на катализаторе из сырья.
«Хемосорбционный» кокс получающийся в результате необратимой хемосорбции на катализаторе высококипящих трудно крекируемых компонентов сырья. Этот кокс непосредственно связан с коксуемостью сырья например по Конрадсону то есть с содержанием асфальтенов азотистых и сернистых содинений и средней молекулярной массой сырья.
«Десорбируемый» кокс состоящий из углеводородов которые остаются на катализаторе в результате неполной десорбции в десорбере; его накопление зависит от циркуляции и объема пор катализатора и эффективности десорбции.
Соотношение в суммарном коксе определяется многими факторами. В среднем соотношение между различными видами кокса на катализаторе при крекинге вакуумных дистиллятов в псевдоожиженном слое приведены ниже:
Состав суммарного кокса
Содержание кокса % (отн.)
дегидрогенизационного
Образование кокса дегидрогенизационного определяется природой металла и его «эффективным» содержанием на катализаторе. Так кобальт медь и никель осаждённые на катализаторе способствуют увеличению выхода кокса. Ванадий молибден хром свинец и железо при высокой концентрации также приводят к росту выхода кокса но в меньшей степени чем никель; особенностью этих металлов является способность снижать выход кокса при небольшом их содержании на катализаторе. Для всех тяжёлых металлов наблюдается снижение дегидрогенизационной активности в циклах «реакции – регенерации» и поэтому влияние на выход кокса оказывает только содержание «эффективных» металлов.
2. Влияние технологических факторов.
Конверсия исходного сырья выход и качество продуктов определяется не только свойствами сырья и катализатора условиями реакции (массовой скоростью временем контакта катализатора с сырьём кратностью циркуляции катализатора температурой и давлением) но и типом реакционной системы количеством и качеством рециркулирующих фракции эффективностью тепло- и массообмена. Для проведения процесса в оптимальных условиях необходимо четко знать влияние технологических и конструктивных параметров на каталитический крекинг их взаимосвязь так как изменение любого из параметров требует подбора остальных. В то же время степень воздействия каждого параметра на выход и качество продуктов крекинга различен. Для цеолитсодержащих катализаторов наибольшее значение имеют характеристики сырья время контакта катализатора с сырьём и полнота регенерации. Эти параметры в свою очередь определяют тип реакционной системы и его инженерное оформление.
В реальной практике эксплуатации установок каталитического крекинга исходя из сложившейся на НПЗ ситуации в состав сырья вовлекают не только вакуумные дистилляты сернистых и малосернистых нефтей выкипающих в пределах 350-5000С но и другие в частности более легкокипящие фракции остаточные фракции побочные продукты иных процессов.
Использование в составе основного сырья крекинга добавок более легкокипящих керосино-газойлевых фракций заметно сказывается на выходе целевых продуктов при работе на аморфном катализаторе. Цеолитсодержащие катализаторы вследствие высокой каталитической активности менее чувствительны к облегчению фракционного состава сырья.
Из побочных продуктов других процессов вовлекаемых в промышленной практике в сырьё крекинга можно отметить газойли коксования и термических продуктов. Непосредственный крекинг газойля коксования протекает с низкой конверсией сырья составляющей в промышленных условиях максимально 55-65% против 80-85% (масс.) для вакуумных дистиллятов. При крекинге смеси газойля коксования и вакуумного дистиллята на цеолитсодержащем катализаторе результаты лучше. Обычно в основное сырьё добавляют 3-12%(масс.) газойля коксования и в редких случаях до 30%(масс.).
Иногда в качестве компонента сырья крекинга применяют бензины с установок коксования или термических процессов. Так добавка 3-4%(масс.) бензина коксования в сырье крекинга не изменила качества тяжелого бензина (фр. 110-2210С) и циркулирующего газойля но октановое число легкого бензина (фр. н.к.-1100С) снизилось примерно на один пункт. Бензин висбрекинга более предпочтителен так как при равных добавках октановое число бензина крекинга выше на 2-3 пункта. [9]
Необходимость углубления переработки нефти обуславливает использование для сырья крекинга вакуумных дистиллятов с концом кипения 550-5900С и в отдельных случаях – непосредственно мазута. Утяжеление малосернистого вакуумного дистиллята обуславливает некоторое снижение газообразных и жидких продуктов крекинга за исключением фракций выкипающих выше 2700С. Однако при расчёте на исходную нефть выход углеводородов С3 – С4 и бензина увеличивается.
При переработке сернистых видов сырья с повышением конца кипения растёт выход газообразных углеводородов газойлевых фракций и кокса при снижении выхода бензина. В расчёте на исходную нефть выход бензина возрастает (на 2% масс.) что подтверждает целесообразность вовлечения в сырьё крекинга более тяжёлых фракций при ограничении содержания в них нежелательных примесей (металлов смол асфальтенов и др.).
Вовлечение в сырьё остаточных фракций увеличивает выход и улучшает октановую характеристику получаемых бензинов причём степень роста этих показателей определяется количеством добавленных остаточных фракций. Введение 147%(об.) остаточного сырья (остаток вакуумной перегонки нефти плотностью 0933 кипящей выше 5660С) в вакуумный газойль повышает выход бензина с 604 до 620% (об.) а также водорода и кокса снижает выход углеводородов С1-С4. Наряду со снижением конверсии сырья селективность увеличивается. Меньшее количество остаточного сырья (101% об.) не влияет на октановое число или даже снижает его.
Вмести с тем остаточные фракции при контакте с катализатором до конца не испаряются а неиспарённая часть является источником коксообразования и практически не превращается в целевые продукты.
Влияние содержания в сырье металлов сернистых и азотистых соединений на результаты крекинга преимущественно проявляются через изменение активности и селективности цеолитсодержащих катализаторов. Такие свойства сырья как коксуемость и содержание смол большей частью определяют образование дополнительного кокса на катализаторе. Сера в сырье каталитического крекинга кроме отрицательного воздействия на активность и селективность катализатора существенно ухудшает качество получаемых продуктов по содержанию в них серы и приводит к выбросам в атмосферу с газами регенерации токсичных соединений. [1]
Тип реакционной системы.
Высокая активность цеолитсодержащих катализаторов в сочетании с быстрой их дезактивацией в ходе реакции предъявила новые требования к реакционной системе. Для установок с микросферическим катализатором разработан принципиально новый тип реакционной системы – прямоточный реактор с восходящим потоком газо-катализаторной смеси (лифт – реактор). По газодинамическим характеристикам этот реактор приближается к реакторам идеального вытеснения являющимся более эффективными для каталитического крекинга. Время контакта катализатора с сырьём в лифт – реакторе снижается до 2-6 с против 3-15 мин в реакторе с псевдоожиженным слоем катализатора.
Значительно улучшаются выходы и качество продуктов при использовании системы «лифт – реактор + форсированный псевдоожиженный слой»
Изучение протекания крекинга по высоте лифт – реактора показывает что на начальном участке возрастает конверсия сырья выход бензина и легкого газойля а активность катализатора падает. Дальнейший контакт катализатора с сырьём приводит к менее значительному росту конверсии при снижении выхода бензина и лёгкого газойля.
Выходы продуктов крекинга на высокоактивных катализаторах в лифт – реакторе можно повысить при установке после реактора разделительных циклонов двухступенчатого сепаратора райзера или подбором оптимальной конструкции узла смешения регенерированного катализатора с сырьём. (Многоточечный ввод сырья приводит к росту конверсии сырья и выхода бензина соответственно на 30 и 23% (об.)). [1]
Оперативные условия
Увеличение объемной скорости подачи сырья в реактор понижает глубину превращения сырья т.к. уменьшается время контактирования углеводородных фракций с катализатором что приводит к снижению выхода кокса. [9]
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 [1] установлено что увеличивая температуру в реакторе на 10°С можно повысить октановое число (ИОЧ) на 07-18п. однако повышая октановое число бензина снижается выход бензина и увеличивается выход сухого газа и при повышении температуры в реакторе до 540°С 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. [9]
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. При постоянной производительности по сырью с увеличением кратности циркуляции катализатора происходит уменьшение температуры в регенераторе с одновременным увеличением количества кокса циркулирующего в системе. [9]
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. [9]
Содержание кислорода в дымовых газах.
Увеличение процента кислорода в дымовых газах регенерации за счет увеличения подачи воздуха понизит содержание кокса на регенерированном катализаторе образование углерода в реакторе и температуру в регенераторе. Однако слишком высокий процент кислорода может привести к догоранию СО в СО2 в объеме регенератора и послужить причиной аварийной ситуации.
Подача шлама в реактор.
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. [9]
Уровень катализатора в реакторе.
С увеличением высоты кипящего слоя в реакторе увеличивается глубина превращения выход кокса и температура регенерации катализатора. При этом содержание кислорода в дымовых газах и расход шлама в реактор понижается. [9]
Остаточный кокс на регенерированном катализаторе. [1]
Цеолитсодержащие катализаторы очень чувствительны к содержанию остаточного кокса который остаётся преимущественно в цеолитном компоненте и резко снижает активность и селективность катализатора. Наиболее полная реализация всех свойств цеолитсодержащих катализаторов осуществляется при остаточном содержании коксе на регенерированном катализаторе менее 01 и даже005% (масс.).
Содержание остаточного кокса на регенерированном катализаторе определяется его исходной закоксованностью и степенью регенерации. Обычно исходная закоксованность на выходе из реактора поддерживается на уровне 08-10% (масс.) путём подбора времени контакта катализатора с сырьем (2-5 с) температуры крекинга и кратности циркуляции катализатора. Зависимость конверсии сырья и выхода продуктов от содержания остаточного кокса которое изменялось подъёмом температуры регенерации при постоянной подаче воздуха представлены в таблице:
Зависимость конверсии сырья и выхода продуктов от содержания остаточного кокса
Содержание остаточного кокса % (масс.)
бензин (С5 –2210С) % (масс.)
печное топливо %(об.)
тяжелый цирк. газойль % (об.)
* Полный дожиг оксида углерода.
По мере снижения содержания остаточного кокса возрастает конверсия сырья выход газа и бензина. [1]
Технико-экономическое обоснование используемого метода.
Большинство исследователей считают что металлы входят в состав комплексов порфиринового и непорвиринового характера высокомолекулярных полициклических соединений содержащих азот и кислород. Порфирины содержащие металлы представляют собой сравнительно стойкие соединения которые во время перегонки отгоняются вместе с дистиллятом не разрушаясь. О способности перегоняться группы комплексных соединений сопутствующих в основном асфальтено – смолистым веществам данных нет однако указывается что эти соединения заносятся в дистиллят в виде капелек жидкости из-за нечеткости фракционирования.
Содержание ванадия в вакуумных дистиллятах прямой перегонки Западно-Сибирской нефти примерно 19*10-4 никеля 3*10-5 . В мазутах и полумазутах содержание металлов резко увеличивается примерно на два порядка. Указанный характер распределения ванадия и никеля в нефтяных фракциях объясняется тем что порфирины обладают низкой летучестью и концентрируются в остаточной части нефти.
Наличие металлов в сырье крекинга особенно никеля ванадия меди и железа является причиной ухудшения эффективности действия катализаторов обуславливая резкие изменения его активности и селективности. В связи с этим весьма важно подвергать сырьё очистке или удалять металлы с поверхности катализатора специальными методами. По степени возрастающего влияния на изменение выхода продуктов крекинга металлы располагаются в той же последовательности в какой они вызывают уменьшение активности катализатора: Pb Cr Fe V Mo Cu Co Ni.
Цеолитсодержащие катализаторы по сравнению с аморфными алюмосиликатами проявляют меньшую восприимчивость к отравлению тяжелыми металлами обычно присутствующими в сырье крекинга. Например при содержании 03% (масс.) тяжелых металлов на цеолит содержащих катализаторах выход кокса лишь на 13 больше выхода его аморфном алюмосиликате. «Эффективные» металлы характеризуют ту долю осаждённых на катализаторе тяжёлых металлов которая обуславливает образование кокса и водорода. Содержание «эффективных» металлов определяется как произведение ванадиевого эквивалента (4Ni+V) на активную долю металла определяемую графически. Для цеолитсодержащих катализаторов содержание «эффективных» металлов заметно влияет на образование дополнительного кокса однако это влияние проявляется меньше чем для аморфного катализатора.
Дезактивация катализатора при различном содержании «эффективных»
Двухступенчатый сепаратор. [5]
Принцип действия основан на сочетании центробежных и инерционных сил.
На первой ступени поступающий из пневмоподъёмника поток газовзвеси под действием центробежных и инерционных сил разделяется с эффективностью 95%. Поток газа отделяется от основной массы твердых частиц резко изменяя направление движения и поступает на вторую ступень где также происходит дополнительная очистка под действием инерционных и центробежных сил до 98-99% достигаемая только в разгружном циклоне.
Уловленный на первой и второй ступенях частицы поступают из сепаратора по пылевозвратному стояку в кипящий слой. В двухступенчатом сепараторе протяженность траектории движения потоков значительно меньше чем в разгружном циклоне. Благодаря этому время пребывания газа в нём не превышает 02-03с. Дальнейшая доочистка может быть осуществлена в одной ступени высокоэффективных циклонов. Резкое сокращение времени пребывания паров в зоне высоких температур способствует предотвращению нежелательных реакций термокрекинга.
Гидравлическое сопротивление в двухступенчатом сепараторе ниже чем в разгружном циклоне и примерно на 20% выше сопротивления в баллистическом сепараторе следовательно катализатор истирается меньше в сепараторах.
Эффективность пылеулавливания при 18 мс – 995%. Дополнительным преимуществом двухступенчатого сепаратора является сохранение высокой эффективности пылеулавливания при снижении скорости газа что важно при работе с пониженной производительностью и во время пуска.
Схема двухступенчатого сепаратора
- поток катализатора 3- газ на доочистку
Неионогенное ПАВ [4]
Изобретение касается производства углеводородов и может быть использовано в нефтепереработке. Цель – повышение выхода целевого продукта и снижение коксообразования. Процесс ведут каталитическим крекингом в присутствии цеолитсодержащего алюмосиликатного катализатора и органической добавки – неионогенного поверхностно – активного вещества в количестве 10-5 – 10-2 масс.% лучше оксиалкилированного алкилфенола или блоксополимеров оксидов этилена и пропилена. Эти условия снижают коксообразование с 204 – 178 до 13 – 128 масс.% и увеличивают выход бензина выделяемого из катализата на 251 – 326% причём бензин по октановому числу отвечает 77 пунктам.
Используемую добавку вводят в состав вакуумного газойля который затем насосом подают в реактор и подвергают крекингу
Влияние добавки на выход катализата и степень коксообразования при каталитическом крекинге на катализаторе АШНЦ-6С
Выход продуктов крекинга %масс.
Выход бензина на сырьё %масс.
Пассиваторы металлоорганических соединений. [4]
Влияние содержания эффективных металлов на распределение продуктов крекинга.
Содержание «эффективных металлов» % (масс.)
По мере увеличения содержания «эффективных» металлов в катализаторе выход бензина падает а выход кокса и газа растёт. Анализ сухого газа показывает что в нём увеличивается соотношение водород : метан при практически неизменном выходе метана. Это обусловлено дополнительным образованием водорода за счёт образования кокса при интенсификации металлами реакции дегидрирования и конденсации.
Стабильность катализаторов против дезактивирующего влияния тяжелых металлов возрастает при проведении крекинга с коротким временем контакта в прямоточных лифт реакторах. Это связано с тем что металлы на катализаторе активируются сульфидами образующимися при разложении исходного сырья крекинга. Однако в лифт реакторе катализатор находится очень короткий промежуток времени (2-10с) что недостаточно для активирования сульфидами дегидрогенизационной активности отложившихся тяжёлых металлов.
Снижение выхода бензина и увеличение коксообразование при накоплении металлов и других ядов существенно ухудшают технико-экономические показатели каталитического крекинга.
Примерно 95% нефтеперерабатывающих предприятий США и около 55% Европейских заводов перешло на крекинг вакуумного газойля с использованием пассиваторов тяжёлых металлов.
Один из таких методов описывается далее. К сырью крекинга добавляют пассиваторы - соединения Sb P Sn B реагирующие с примесями. Благодаря этому катализаторы способны не терять заметно активность в присутствии до 02 мол. % Ni и до 03 мол. % особенно вредного V. Для уменьшения выбросов оксидов S и N также вводят специальные добавки.
Разработан водорастворимый пассиватор тяжелых металлов на основе соединений сурьмы и некоторых других элементов.
Применение водорастворимого пассиватора позволяет вовлекать в процесс каталитического крекинга сырье с повышенным содержанием никеля и ванадия например вакуумный газойль с концом кипения выше 540°С смеси вакуумного газойля с мазутом или мазут.
При этом достигается:
снижение выхода водорода на 50%
увеличение выхода бензина на 2-6%
снижение выхода кокса на 5-10%
по сравнению с показателями полученными на катализаторе отравленном тяжелыми металлами.
Расход пассиватора составляет 2-50 гт перерабатываемого сырья (в зависимости от содержания металлов в сырье).
Водорастворимый пассиватор имеет оригинальную рецептуру позволяющую целенаправленно регулировать соотношение ингредиентов благодаря чему он применим для восстановления активности отравленных тяжелыми металлами катализаторов любого химического состава.
Синтез пассиватора осуществляется в одну стадию на базе доступных крупнотоннажных продуктов и не требует специального оборудования поскольку растворителем служит вода.
Готовый продукт пригоден для использования в виде водного раствора или сухого гранулированного порошка.
Пассивация с помощью водорастворимого пассиватора легко вписывается в существующие схемы каталитического крекинга не требует капитальных дополнительных вложений и является гибким и технологическим процессом.
Предлагаются пассиваторы технология их синтеза и применения а также научно-техническая помощь при внедрении.
Система ввода пассиватора
ёмкость для хранения
печь для подогрева сырья
Влияние пассивации тяжелых металлов на выход продуктов крекинга.
Катализатор регенерированный до пассивации
Катализатор регенерированный после пассивации
Содержание на kt Ni.%
Глубина превращения %
Пассиватор диамилдитиокарбомат сурьмы:
Является готовой полуфункциональной присадкой к маслам выпускаемой фирмой “Vanderbilt Company” (США) под названием “Vanlube 73” представляет собой 50% раствор вещества в нейтральном масле.
Соединение в растворе циклогексана наноситься пропиткой на катализатор.
Внедрение пассиваторов тяжелых металлов в процесс каталитического крекинга является приоритетной задачей данного дипломного проекта

icon заключ..doc

Дипломный проект установки каталитического крекинга мощностью 2 млн. тонн в год с введением пассиваторов отвечает всем требованиям по технике безопасности охране труда и окружающей среды. В ходе проектирования были выполнены:
материальный и тепловой баланс реакторов;
конструктивный расчет реактора;
экономические расчёты секции и нововведения;
Отличительной особенностью технического процесса положенного в основу проекта является то что с целью повышения выхода и качества бензина катализатор перед введением в реактор обрабатывается пассиватором на основе соединений сурьмы в результате чего происходит практически полное восстановление активных свойств регенерированного катализатора и как следствие увеличивается выход бензина снижается коксообразование.

icon Условные обозначения.doc

4 Расчетно-технологическая часть
1 Условные обозначения
B – ширина м; выход продукта % (масс.)
C – содержание вещества % (масс.) % (об.) кгм3 гм3
Ср – средняя удельная теплоемкость при постоянном давлении кДж (кг×К)
d420 – плотность относительная
E – энергия активации Джмоль кДжмоль; напряженность Вм
e – массовая доля отгона
e' – мольная доля отгона
f – коэффициент трения; летучесть МПа
G – расход производительность кгч % (масс.); энергия Гиббса кДжмоль
G' – объемный расход объемная производительность м3ч
G – изменение энергии Гиббса кДжмоль
g – ускорение сила тяжести мс2; удельный расход кг (м2×ч)
Hh – геометрическая высота м
K – коэффициент теплопередачи Вт(м2×К); характеризующий фактор
Kp – константа фазового равновесия
M – молекулярная масса
N – число тарелок секций аппаратов ступеней; число единиц переноса
n – частота вращения с-1
nD20 – коэффициент преломления
P – давление в системе аппарате Па
pi – давление насыщенных паров компонента Па
p – парциальное давление Па
P – перепад давления гидравлическое сопротивление
Q – количество тепла кДжч
q – тепловой эффект реакции кДжмоль кДжкг; тепловой поток Джч;
интенсивность теплоизлучения МДжм2×ч
R – универсальная газовая постоянная кДж(моль×К); радиус м
S – поверхность площадь м2; энтропия ДжК
t – разность температур 0С
u – линейная скорость мс мч
V – объем аппарата м3
Vм – мольный объем м3моль см3моль
w – объемная скорость м3(м3×ч)
xi – массовая доля компонента i в жидкости
xi' – мольная доля компонента i в жидкости
xfi - массовая доля компонента i в сырье
yi - массовая доля компонента i в парах
yi' - мольная доля компонента i в парах
z – коэффициент сжимаемости
Z – расход пара кг кмоль
α – коэффициент теплоотдачи кДж(м2×ч × К)
γ – коэффициент активности
– диэлектрическая проницаемость; порознь
λ – коэффициент теплопроводности Вт(м×К)
– вязкость динамическая Па×с
– вязкость кинематическая м2с; мм2с
ρt – плотность абсолютная при температуре t кгм3
– поверхностное натяжение Нм; параметр растворимости
– время продолжительность ч
φ – теплонапряженность (поверхностная плотность теплового потока) кДж(м2×ч)

icon Эконом.doc

8. Экономическая часть
1 Планирование производственной программы установки каталитического крекинга.
При проектировании каталитического крекинга был заложен принцип максимально возможной переработки сырья это было реализовано путем взаимосвязи отдельных его подразделений. Поэтому рассматривать производственную программу установки каталитического крекинга необходимо строго в контексте с производственной программой завода в целом.
-Производственная программа установки Г-43-107 мощностью 2000000 тонн в год по сырью с использованием пассиваторов
Наименование продукции в номенклатуре
Доля каждого на сырьё %
Объем товарной продукции тгод
Цена за 1тонну в тг.
Объем товарной продукции в денежном выражении тыс. тенге
Потери кокс жирный газ
2 Планирование материально-технического обеспечения программы установки каталитического крекинга.
На установке используют: пар электрическую энергию воду оборотную и техническую технический воздух. Задача обеспечения секции значительна облегчена тем что все виды ресурсов производятся либо заводом либо на дочерних предприятиях компании.
2.1 Расчет потребности в материально-технических ресурсах.
Расход основных материалов и сырья рассчитывается на основе нормы расхода на единицу продукции и годового объема выпуска продукции по формуле:
где Р - расход конкретного вида материала на производственную программу;
n - норма расхода материала на единицу продукции;
В - годовой выпуск продукции тонны.
В =Кол-во перерабатываемого сырья - потери кокс жирный газ (8.2)
В =2000000-120000=1880000 тгод
Расход фракции гидроочищенного вакуумный дистиллят 350-500°С:
Р1 = 106 . 1880000 = 2000000тгод
Расход катализатора «Спектра»:
Р2 = 0035 . 1860000 =65100 тгод
Расход электрической энергии:
Р3 = 90 . 1880000 = 169200000 Т*кВтчас
Расход пара на установке:
Р4 = 05 . 1880000 = 940000 гкал
Расход воды оборотной:
Р5 = 4 . 1880000 = 7520000 т*м3
Расход ППВ на установке каталитического крекинга:
Р6 = 125*10-4. 1880000= 235 т*м3
Расчет пара собственной выработки:
Р7 = 0085 . 1880000= 159800 гкал
Р8 = 18 . 1880000 = 33840000 тгод
Р8 = 071 . 1880000 = 1334800 тгод
Р8 = 0001. 1880000= 1880 тгод
Расход инертного газа:
Р9 = 1*10-6. 1880000= 188 т*м3
2.2 Разработка материального баланса.
Материальный баланс установки каталитического крекинга разрабатывается на основе планируемого объема выработки продукции.
Наименование ресурса
3 Планирование поставок материальных и энергетических ресурсов.
План поставок материальных и энергетических ресурсов
Расходный коэффициент на 1 т
Цены за натуральную единицу тенге
Катализатор крекинга «Спектра»
Электрическая энергия
Пар собственной выработки
4 Планирование фонда потребления работающих.
4.1 Расчет численности промышленного производственного персонала.
Численность рабочих рассчитывается по нормам обслуживания оборудования. При этом рассчитывается явочный штатный и списочный состав.
Явочный состав - это численность рабочих в смену необходимое для обеспечения обслуживания всего оборудования.
Явочная численность:
Чяв = Нобс Траб.см (8.5)
где Нобс - норма обслуживания единиц оборудования в смену;
Траб.см - продолжительность рабочей смены часах.
Расчет штатной численности представим в виде таблицы
Расчет штатной численности
Машинист компрессорных установок
Расчет списочного состава. В химическом производстве при вредных условиях списочный состав определяется как штатный + подмена заменяющая работников отсутствующих по причинам болезни и т.д. Коэффициент подмен составляет 115.
Чсп = 25 . 115 = 2875
Тогда подмена составит 2875 - 25 = 375 человека
Для дальнейших расчетов примем что это аппаратчики:
Машинист V разряда –1 чел.
Удельный вес отдельных категорий в %
в том числе служащие
4.2 Расчет баланса рабочего времени одного среднесписочного рабочего за год.
Баланс рабочего времени разрабатываем с учетом:
средней продолжительности рабочего дня одного среднесписочного рабочего;
принятого режима работы предприятия;
планируемых навыков на работу и внутрисменных регламентируемых перерывов.
Баланс рабочего времени разрабатываем в три этапа:
Расчет числа рабочих дней в плановом году.
Расчет средней продолжительности рабочего дня.
Определение эффективного фонда рабочего времени одного рабочего в плановом периоде в часах.
Расчет отражаем в таблице
Баланс рабочего времени одного среднесписочного рабочего за год.
Календарный фонд времени дни
Количество нерабочих дней всего по графику сменности
Номинальное число рабочих дней в году
Планируемые невыходы на работу дни:
- отпуска очередные и дополнительные;
- невыходы на работу по болезни и отпуска в связи с родами
- выполнение государственных обязанностей
- отпуска в связи с учебой без отрыва от производства
Итого не выходы на работу в днях
Полезное время одного работающего в днях
Продолжительность смены час
Потери времени в связи с сокращением деятельности рабочего час
Средняя продолжительность смены час
Полезное время одного работающего в часах
5 Фонд заработной платы рабочих.
Для расчета фонда заработной платы используем тарифную сетку. Сначала определим размер тарифного фонда оплаты труда:
Зтар = ЧТС . Вкол.час. . Чраб (8.6)
где ЧТС – часовая тарифная ставка;
Вкол.час. - полезное время работы одного среднесписочного рабочего в часах;
Чраб - число рабочих данного разряда.
К - тарифный коэффициент
ФРВ – фонд рабочего времени
Тарифный коэффициент К
Для VI разряда ЧТСVI = 3484*143*1218126=3298
Зтар = 3298 . 18126 . 5 = 2989272 тггод
Для V разряда ЧТСV = 3484*133*12*18126=3067
Зтар = 3067 . 18126 . 10 = 5560464 тггод
Для IV разряда ЧТСIV = 3484*124*1218126=286
Зтар = 286 . 18126 . 5 = 2592096 тггод
Для машинистов V разряда Тсм = 3067
Зтар = 3067 . 18126 . 5 = 27796222 тггод
Полученные тарифные ставки слишком малы поэтому умножаем их на 2
Полная заработная плата представляет собой:
Зполн = Зтар + Пр + Дусл.тр + Зотпуск (8.8)
где Пр - премия тенге (50 % от Зтар)
Дусл.тр - доплата за работу в вечернее и ночное время за работу в праздничные дни (10% от Зтар) тнг
Зотп = Зтар + Пр + Дусл.тр В пол.часах . Тотп в часах (8.9)
где Зотп - отпускные тнг
Тотп в часах - время отпуска в рабочих часах 18 . 8 = 144
Расчет фонда заработной платы рабочих
Занимаемая должность
Часовая тарифная ставка
Списочная численность
Тарифный фонд заработной платы
Годовой фонд заработной платы
Машинист тех.насосов
Расчет фонда заработной платы служащих
6 Расчет плановой себестоимости продукции
Расчет амортизационных отчислений затрат на содержание и текущий ремонт основных фондов рассчитываем в следующем порядке:
устанавливаем величину основных производственных фондов предприятия;
определяем структуру и состав основных производственных фондов;
устанавливаем нормы амортизационных отчислений на определенные составляющие основных производственных фондов согласно “Единых норм амортизационных отчислений на полное восстановление основных фондов”;
устанавливаем затраты на содержание основных фондов;
устанавливаем затраты на текущий ремонт основных фондов.
Стоимость основных фондов определяем по удельным капитальным затратам.
где Ф – стоимость основных фондов;
М – производительность блока равная 2000000 тонн в год
g – стоимость основных фондов на одну тонну проектной мощности равная 45
Амортизационные отчисления определим по формуле:
где С – амортизационные отчисления;
Н – норма амортизации в % итоги представлены в таблице 8.11
Расчет стоимости ОПФ
Передаточные устройства
Транспортные средства
Измерительные приборы
Расчет амортизационных отчислений затрат на содержание и текущий ремонт.
В составе общепроизводственных расходов ведется расчет цеховых расходов. Цеховые расходы представляют собой расходы связанные с обслуживанием оборудования зданий цеха их ремонт и содержание а также расходы на управление цехом.
Цеховые расходы оформляются соответствующей сметой 8.12.
Смета цеховых расходов
Заработная плата служащих
Отчисление от заработной платы служащих (234%)
Расходы от охраны труда и ТБ (2-3% от основной заработной платы рабочих)
Содержание зданий сооружений инвентаря
Текущий ремонт зданий сооружений и инвентаря
Амортизация зданий сооружений и инвентаря
Общепроизводственные расходы включают затраты связанные с содержанием эксплуатацией оборудования и транспортных средств которые оформляются соответствующей сметой.
Смета расходов на содержание и эксплуатацию
оборудования и транспортных средств
Содержание производственного оборудования и транспортных средств
Амортизация производственного оборудования и транспортных средств
Возмещение износа малоценного и быстро изнашивающегося инвентаря (500 тенге на 1 человека)
Прочие расходы (5% от )
Расчет плановой калькуляции себестоимости продукции
Плановая калькуляция себестоимости продукции
Затраты на годовой выпуск
Затраты на единицу продукции (на 1 т)
Сумма затрат тыс.тнг
Сырье и материалы: за вычетом потерь и отходов
Вспомогательные материалы:
Катализатор «Спектра»
Пассиватор “Vanlube 73”
Электроэнергия т*кВтч
Пар собственной выработки гкал
Заработная плата основных рабочих:
Отчисления от заработной платы
Содержание и эксплуатация оборудования
Итого производственная себестоимость
Общезаводские расходы (18%)
В заключении составляю таблицу обобщенных расчетных показателей по установке.
Годовой выпуск продукции т
Ежегодные амортизационные. отчислениятг
Общая численность ПППчел
-основных рабочихчел
Себестоимость переработки 1 т. товарной продукциитг
Баланс рабочего времени одного рабочего ч
Годовой фонд заработной платытг
Месячная заработная плата тенге
-1 основного рабочеготг
Экономический доход от принятого метода
Производственная программа установки Г-43-107 мощностью 2000000 тонн в год с использования пассиваторов.
Производственная программа установки Г-43-107 мощностью 2000000 тонн в год по сырью без использования пассиваторов.
В результате использования пассиватора доход от увеличения основной продукции составляет:
240000-60200000=2040000 тенгегод
Расходный коэффициент на катализатор «Спектра» без пассиватора:
Р = 004 . 1880000= 75200 тоннгод
Расход катализатора «Спектра» с использованием пассиватора:
Р = 0035 . 1880000 =65800 тоннгод
200-65800=9400 тоннгод
При стоимости 13391тенге за 1 тонну экономический эффект составляет:
00*13391=125875400 тенгегод
Общий экономический эффект составляет:
40000+125875400=127915400 тенгегод
Расход пассиватора составляет:
Р = 0001. 1880000= 1880 тоннгод
При стоимости 60000 тенге за 1 тонну экономический эффект составляет
80*60000=112800000тенгегод
7915400-112800000=15115400 тенгегод
Суммарный положительный эффект использования пассиваторов тяжёлых металлов на установке Г 43-107 мощностью 2000000 тонн – 15115400 тенге в год

icon Список лит-ры.doc

Список используемой литературы
Хаджиев С.Н. ГРОЗНИИ 1980г. «Каталитический крекинг на цеолитсодержащих катализаторах»
А.А.Гуреев Ю.М.Жаров Е.В.Смидович “Производство высокоактивных бензинов” М: “Химия” 1981 г.
М.Г.Рудин; А.Е.Драбкин “Краткий справочник нефтепереработчика” Ленинград (С.-П) “Химия” 1980 год.
Материалы патентного фонда
«Химия и технология топлив и масел» 1974-2003г
Е.В. Смидович “Технология переработки нефти и газа” Часть II. М. Химия 1980г.
Е.Н. Судаков «Расчёты процессов и аппаратов нефтеперерабатывающей промышленности» Химия 1974г.
Г.А. Ластовкин «Справочник нефтепереработчика» Химия 1986г
Учебные лекции по экономике.

icon характеристика сырья и продуктов.doc

3. Технологическая часть.
1.Характеристика исходного сырья реагентов катализаторов полуфабрикатов и готовой продукции.
Наименование сырья реагентов
катализаторов полуфабрикатов
изготавливаемой продукции
обязательные для контроля
Норма по ГОСТ ОСТ СГК ТУ
Область применения изготавливаемой продукции
Смесь гидроочищенного вакуумного дистиллята (фр. 350-500°С) гидроочистки вакуумного газойля и затемненного продукта (фр. 450-500°С) пред узлом подачи сырья в Р-1
Плотность при 20°С кгм3
-выход фракции до 350°С %об. н.б.;
-50% перегоняется при температуре °С н.м.;
Коэффициент рефракции при 20°С.
Содержание серы % вес н.б.
Содержание металлов ррm. (суммарно NI+V) н.б.
Коксуемость %масс. н.б.
Содержание механических примесей % масс. н.б.
Содержание воды % вес.
Используется в качестве сырья каталитического крекинга
Количество добавленной затемненной фракции составляет до 10% вес на основной поток сырья.
Гидроочищенный вакуумный дистиллят (фр. 350-500°С) Секции гидроочистки вак.газойля
Основной поток сырья
каталитического крекинга
- выход фрак до 350°С %об. н.б.
- 50% перегоняется при температуре°С н.м.
- выход до 500°С %об.
Коэффиц. рефракции при 20°С
Содержание серы %вес. н.б.
Содерж. металлов ррm (суммарно Ni+V) н.б.
Коксуемость % масс. н.б.
Содерж. мех. примесей %масс н.б.
Затемненный продукт Секции вакуумногй перегонки мазута КТ-1.
Плотность при 20°С кгм3
- содержание фракции до 500°С %об. н.б.
Коксуемость % вес. н.б.
Содержание металлов (никель ванадий) ррm н.б.
Затемненный продукт установки
производства битума (фр. 450-500°)
компонент сырья каталитического крекинга
форсунку на отметке 23
метра или в К-1 на 25
- начало кипения °С н.м.
- конец кипения °С н.б.
Испытание на медной пластинке
Содержание серы % масс. н.б.
Октановое число пунктов
Концентрация фактических смол мг в 100 см3 топлива.
Нестабильный бензин секции гидроочистки вак.газойля КТ-1
подается в реактор Р-1 через отдельную форсунку на отметке 23
метра или в К-1 на 25 тарелку
- температура начала кипения °С
-10% перегоняется при температуре °С н.б.
Пассиватор диамилдитиокарбомат сурьмы “Vanlube 73”
Добавка к сырью улучшающая качество продукции увеличивающая выход бензина
Используется как сырье
газофракционирования
Компонентный состав % масс.
- сумма С5 и выше н.б.
* 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.
*Используется в качестве Сырья секции абсорбции и газофракционирования
- температура начала перегонки °С
- 90% перегоняется при температуре °С н.б.
- остаток в колбе % н.б.
Используется как базовая
средства «Универсин-С».
Вовлекается в сырье
Содержание серы % вес. н.б.
Секции гидроочистки (до 14% масс.)
Содержание воды % вес. н.б.
на сырье) с целью получения
компонента ДТ летнего. Разрешается вовлекать фр. 195-270°С в количестве до 2% масс. На общий поток ДТ завода для получения дизельного топлива летнего
Температура вспышки в закрытом тигле н.м.
Температура застывания н.в.
Фракция 270-420°С (компонент технического углерода ароматизированная. добавка к сырью висбрекинга)
Плотность при 20°С кгм3 н.б.
Частично используется
Содержание воды % масс. н.б.
Содержание мех. примесей %масс. н.б.
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. 270-420°С и фр>420°С)
Плотность при 20°С кгм3 н.н.
Индекс корреляции н.н.
- 50% перегоняется при температуре °С н.в.
Масс. доля серы % масс. н.б.
Кинематическая вязкость при 50°С сСт. н.б.
Содержание воды % масс. н.б.
Является сырьем для
производства технического
Температура застывания °С н.в.
Содержание механических примесей % масс н.б.
Сырье для производства игольчатого
Кокса (смесь фр.>420°С и фр. 270-
сырье для производства игольчатого кокса.
- содерж. фр. до 350°С %об н.б.
Нижнее циркуляционное орошение
Содержание катализатора гдм3 н.б.
Исп-ся для регулирования температуры низа К-1
Используется для поддержания тепл. баланса Р-1 в виде рециркулята
Катализатор крекинга свежий спектра 985Р Омникат фирмы «Грейс» и другие импортные производства
Насыпная плотность с уплотнением гсм3 н.м.
Используется для реакции крекирования сырья в реакторе Р-1
Гранулометрический состав катализатора % масс.
- фракция более 0315 мм н.б.
- фракция 0315-016 мм н.б.
- фракция 016-010 мм н.б.
- фракция 010-009 мм.
- фракция 008-007 мм
- фракция менее 004 мм
Износоустойчивость массовая доля % масс н.м.
Содержание кокса % масс
Химический состав % масс
Массовая доля влаги удаляемой при 800°С н.б.
Катализатор закоксованный
Содержание кокса % вес.
Катализатор регенерированный
Активность по МАТ % масс н.м.
Удельная поверхность м2г н.м.
Конверсия % масс н.м.
Насыщенная плотность с уплотнением гсм2
Содержание механических примесей в циркулирующем катализаторе (фр. > 004 мм) % масс.
Анализ катализатора производится
исследовательской лабораторией
Гранулометрический состав катализатора 5 масс:
- фракция 35-016 мм н.б.
- фракция 016-010 мм
- фракция 010-009 мм
- фракция 009-008 мм
Активность % масс н.м.
(весовая скорость 20 час-1)
Селективность % масс
Содержание СО % н.б.
Направляются на секцию висбрекинга для утилизации
физического химического
Содержание нефтепродуктов мгдм3н.б.
Технический конденсат до очистки
Направляется на блок очистки от сульфид-содержащих соединений
Содержание фенолов мгдм3
Содержание аммонийного азота мгдм3
Содержание сульфидной серы мгдм3

icon Автомат перечень сигнализаций и блокировок.doc

5 Автоматизация технологического процесса.
1 Автоматическое регулирование и контроль процесса.
На установке каталитического крекинга применяется комплексная автоматизация процесса которая обеспечивается централизованным управлением технологическим процессом широким изготовлением приборов малогабаритной унифицированной системы.
Основным фактором влияющим на качество получаемых на установке каталитического крекинга продуктов является температура в реакторном блоке. Регулирование заданной температуры на входе в реакторы осуществляется автоматически путем изменения подачи сырья и пара.
Температурный режим в реакторе и регенераторе по высоте и по сечению (по слоям катализатора) контролируется многозонными термопарами. Температура корпуса реакторов контролируется поверхностными термопарами.
Сопротивление по реакторам определяется диффманометром по перепаду давления.
Для обеспечения нормального режима нагрева РРБ в период пуска в печах П-1 и нормального горения топлива предусмотрены соответствующие контрольно-измерительные приборы и автоматическое регулирование.
Температура газо-катализаторной смеси замеряется на входе в реактор
При повышении температуры газо-катализаторной смеси выше 4000С предусмотрена сигнализация.
Регулирование давления в реакторном блоке осуществляется клапанами установленными на корпусе.
Для поддержания режима в колонне К-1 необходимо контролировать и регулировать температуру давление и уровень жидкости в нижней части колонны подавать определенное количество орошения причем основным регулируемым параметром является расход орошения.
Давление в ректификационной колонне К-1 поддерживается регулирующим клапаном установленным на выходе паров.
Температура давление и уровень жидкости температура и давление в нижней части колонны регулируется и контролируется. На установке применяются пневматические приборы типа “Старт” а также используются электрическая унифицированная система приборов.
Температура регулируется многоточечными потенциометрами типа КСП-4.
В качестве измерителей уровня используются приборы буйкового типа наружного монтажа.
Автоматическое управление установкой осуществляется централизовано из операторской. В операторской располагаются вторичные приборы блоки переключений с задатчиками регулирующие блоки и щит оператора с встроенными в него регулирующими и логическими блоками. Над щитом оператора размещается принципиальная технологическая система. Щиты датчиком температуры релейные шкафы щиты устройств сигнализации монтируются за щитом оператора. Для оптимизации управления на установке предусматривается использование ЭВМ.
Спецификация приборов и средств автоматизации
Наименование тип характеристика прибора
Автоматический многоточечный потенциометр типа КСП-4
Вторичный пневматический прибор типа ПВ10-1Э с регулятором питания ПРЗ-31
Вторичный пневматический прибор типа ПВЧ-2Э
Вторичный пневматический прибор типа ПВ10-1Э с регулятором типа ПРЗ-31
3. Выбор параметров подлежащих регулированию и контролю
.Перечень сигнализаций и блокировок
технологических параметров
Наименование оборудования
Величина установленных технологических параметров
Перечень отключений выключений переключений и другого воздействия
Контроль защиты напряжения в схеме защиты реакторного блока
При отсутствии напряжения в схеме автоматической защиты РБ . Свет звук.
Расход сырья на секцию каталитического крекинга
При уменьшении расхода сырья до 90 м3ч – свет звук. При дальнейшем уменьшении расхода сырья до 70 м3ч автоматически открывается электрозадвижка 2-11з на линии аварийного пара в З.У. Р-1.
Свет. Открывается электрозадвижка 2-5з на линии сырья в К-6. Свет. После полного открытия 2-5з закрывается электрозадвижка 2-10з на линии сырья в ЗУ Р-1. Свет.
Со щита оператора закрываются отсекатели на форсунках 6 7 8 в Р-1. Свет.
Расход сырья на форсунки Р-1 отм. 81 м
При уменьшении расхода менее 10 м3ч или увеличении более 100 м3ч – свет звук
Расход тяжелого газойля с УЗК или фр. 450-500°С с УПБ на форсунки Р-1
При уменьшении расхода менее 10 м3ч или увеличении более 40 м3ч – свет звук.
Расход бензина вторичного происхождения
Давление пара на реакторный блок
При понижении давления менее 3 кгсм2 или увеличении более 4 кгсм2 – свет звук.
Расход пара на распыл сырья
При понижении расхода менее 1500 кгч или увеличении более 3000 кгч – свет звук.
Расход пара на распыл тяжелых газойлей
При понижении расхода менее 800 м3ч или увеличении более 2000 м3ч – свет звук.
Расход пара в низ десорбера Р-1
При понижении расхода менее 2000 м3ч или увеличении более 6000 м3ч – свет звук.
Расход пара в верх десорбера Р-1
При понижении расхода менее 1900 м3ч или увеличении более 4000 м3ч – свет звук.
Расход пара на распыл сырья на форсунках 8.1 м
При понижении расхода менее 1000 м3ч или увеличении более 1300 м3ч – свет звук.
Уровень кипящего слоя в Р-1
При понижении уровня ниже 355 или повышении уровня более 70% - свет звук.
Температура реакционной смеси на выходе из сепарационного устройства
При понижении температуры ниже 500°С или повышении уровня более 530°С - свет звук.
Расход воздуха в Р-2
При уменьшении расхода воздуха до 32000 нм3ч – свет звук.
При дальнейшем уменьшении расхода воздуха до 25000 нм3ч автоматически:
- закрывается регулирующий клапан 2-104. Свет
- закрывается регулирующий клапан 2-181. Свет
- открывается электрозадвижка 2-5з на линии сырья в К-6. Свет.
- закрывается электрозадвижка 2-10з после того как откроется 2-5з. Свет.
Со щита оператора закрываются отсекатели на форсунках Р-1 №:6 7 8. Свет.
При уменьшении расхода воздуха до 10000 нм3ч – свет звук. при дальнейшем уменьшении расхода воздуха до 8000 нм3ч–автоматически:
- закрывается регулирующий клапан 2-104. Свет.
- закрывается регулирующий клапан 2-181. Свет.
- закрывается электрозадвижка 2-103 после того как откроется 2-53. Свет.
Со щита оператора закрываются отсекатели на форсунках Р-1 №6 7 8. Свет.
При превышении температуры в Р-2 более 700°С – свет звук.
Содержание СО в дымовых газах
При содержании в СО в дымовых газах более 05% - свет звук.
Давление в линии топливного кольца Р-2
При отклонении от заданного номинала более 5%. Свет звук.
Перепад давления на регулирующем клапане 104
При уменьшении давления до 025 кгсм2 – свет звук. при дальнейшем снижении давления до 015 кгсм2 автоматически:
- закрывается регулирующий клапан 104. Свет.
- закрывается регулирующий клапан 181. Свет.
- открывается электрозадвижка 11з на линии аварийного пара в ЗУ Р-1. Свет.
- открывается электрозадвижка 5з на линии сырья в К-1. Свет
- закрывается электрозадвижка 5з. Свет.
Перепад давления на регулирующем клапане п.181
Перепад давления между регенератором Р-2 и реактором Р-1
При понижении перепада ниже 007 кгсм2 или при повышении более 015 кгсм2 –свет звук.
Прекращение горения в топке П-1
При прекращении горения в топке П-1 – свет звук.
Перечень минимального количества средств контроля и автоматики при отказе которых требуется перевод отдельных узлов блоковна циркуляцию или аварийная остановка установки в целом
Наименование средств контроля и автоматики
Последствия выхода из строя
Перечень выполнения необходимых операций
Уровнемер катализатора в Р-1
Может привести к потере перепада на регулирующей задвижке п.181 и прорыву воздуха в Р-1 или попаданию нефтепродукта в Р-2
Установить строгий контроль за уровнем в Р-2 п.1862-187 и за перепадом на задвижке 181. При потере перепада на задвижке п.181. Прекратить подачу сырья
в Р-1. Увеличить подачу пара в прямоток Р-1 до 15-18 тнч. Сырье перевести в К-1. Блок ректификации перевести на горячую циркуляцию. Давление в Р-1 держать выше давления в Р-2 на 01-015кгсм2
Уровнемер кат-ра в Р-2
То же что в пункте 1
Уменьшение уровня в К-1 может привести к сбросу насосов на НЦО Н-9* и повышению давления в системе
Увеличение уровня в К-1 приведет к повышению давления в Р-1
Частично перевести сырье в К-1 увеличить подачу промежуточных и верхнего циркуляционного орошения. Давление в системе отрегулировать включением дополнительных вентиляторов ХВ-1 и сбросом газа на ФНД через кл.13
Усилить контроль за давлением в Р-1 При его повышении увеличить максимально откачку из К-1
Уровнемер бензина в 0-1
При переполнении 0-1 может произойти попадание большого объема жидкости в аккумулятор Е-33 и повышение давления в системе Р-1К-1
При отсутствии уровня бензина в 0-1 произойдет прекращение подачи нестабильного бензина на Секцию АГФ.
Усилить контроль за перепадом давление между Р-1 и Р-2 за давлением и уровнем в Е-33 расходом нестабильного бензина из 0-1. При увеличении уровня в Е-33 увеличить откачку бензина
При сбросе насоса восстановить его работоспособность путем набора уровня в 0-1
Уровнемер раздела фаз
При отсутствии уровня раздела фаз может произойти попадание бензина на блок очистки технологического конденсата и его воспламенение в П-2
Остановить блок очистки откачку из Е-9 перевести в колодец К-41
Отходы производства сточные воды и выбросы в атмосферу
Условия и место захоронения обезвреживания утилизации
Микросферический цеолитсодержащий катализатор крекинга
Накапливается в бункере электрофильтра вывозится цементовозом в бункерный склад предприятия
Выгрузка1 раз в сутки
Используется как наполнитель асфальта-
Удельная норма расхода кат-ра на тонну сырья 05 кгтн. Максимальная производительность установки 380м3час
Кол-во образования сточных вод м3ч
Метод ликвидации обезвреживания утилизации
Периодичность выбросов
Установленная норма содержания загрязнений
Метод очистки основан на окислении кислородом сульфидо содержащих веществ в менее вредные тиосульфаты
В канализацию ЭЛОУ и направляется на очистные сооружения завода
- содержание нпродуктов н.б.100мгл
- значение РН 65-85ед РН
- содержание фенолов 300мгл
- содержание аммонийного азота н.б.500мгл
- содержание сульфидной серы - отс.
Кол-во образования выбросов по видам м3ч
Норма содержания загрязнений в выбросах
Выброс дымовых газов через дымовую трубу высотой -120м
Содержание СО н.б.10 об.% при дожиге СО в кипящем слое Р-2

icon Автомат перечень сигнализаций и блокировок+ Отходы.doc

5 Автоматизация технологического процесса.
1 Автоматическое регулирование и контроль процесса.
На установке каталитического крекинга применяется комплексная автоматизация процесса которая обеспечивается централизованным управлением технологическим процессом широким изготовлением приборов малогабаритной унифицированной системы.
Основным фактором влияющим на качество получаемых на установке каталитического крекинга продуктов является температура в реакторном блоке. Регулирование заданной температуры на входе в реакторы осуществляется автоматически путем изменения подачи --------------------------------------------
Температурный режим в реакторе и регенераторе по высоте и по сечению (по слоям катализатора) контролируется многозонными термопарами. Температура корпуса реакторов контролируется поверхностными термопарами.
Сопротивление по реакторам определяется диффманометром по перепаду давления.
Для обеспечения нормального режима нагрева РРБ в период пуска в печах П-1 и нормального горения топлива предусмотрены соответствующие контрольно-измерительные приборы и автоматическое регулирование.
Температура газо-катализаторной смеси замеряется на ------------------------------------------------------------
При повышении температуры -------------------выше ---0С предусмотрена сигнализация.
Регулирование давления в реакторном блоке -------------------------------------
Для поддержания режима в колонне К-1 необходимо контролировать и регулировать температуру давление и уровень жидкости в нижней части колонны подавать определенное количество орошения причем основным регулируемым параметром является расход орошения.
Давление в ректификационной колонне К-1 поддерживается регулирующим клапаном установленным на выходе паров.
Температура давление и уровень жидкости температура и давление в нижней части колонны регулируется и контролируется. На установке применяются пневматические приборы типа “Старт” а также используются электрическая унифицированная система приборов.
Температура регулируется многоточечными потенциометрами типа КСП-4.
В качестве измерителей уровня используются приборы буйкового типа наружного монтажа.
Автоматическое управление установкой осуществляется централизовано из операторской. В операторской располагаются вторичные приборы блоки переключений с задатчиками регулирующие блоки и щит оператора с встроенными в него регулирующими и логическими блоками. Над щитом оператора размещается принципиальная технологическая система. Щиты датчиком температуры релейные шкафы щиты устройств сигнализации монтируются за щитом оператора. Для оптимизации управления на установке предусматривается использование ЭВМ.
Специфика приборов и средств автоматизации
Наименование тип характеристика прибора
Пары бензина водородосодержащий газ с содержанием Н2 до 67 %об;Н2S 001-0001% Cl - 2 мгнм3
Автоматический многоточечный потенциометр типа КСП-4
Нестабильный катализат водородосодержащий газ углеводородный газ
Вторичный пневматический прибор типа ПВ10-1Э с регулятором питания ПРЗ-31
Пары бензина водородосодержащий газ УВГ
Вторичный пневматический прибор типа ПВЧ-2Э
Нестабильный гидрогенизат водородосодержащий газ
Вторичный пневматический прибор типа ПВ10-1Э с регулятором типа ПРЗ-31
Пары бензина водородосодержащий газ углеводородный газ
Автоматический потенциометр КСП-3
Адсорберы 2526 Цб компрессор 5
Водородосодержащий газ
Влагометр типа “Байкал”
Автоматический газоанализатор типа ТП-1120
.Перечень сигнализаций и блокировок
технологических параметров
Наименование оборудования
Величина установленных технологических параметров
Перечень отключений выключений переключений и другого воздействия
Контроль защиты напряжения в схеме защиты реакторного блока
При отсутствии напряжения в схеме автоматической защиты РБ . Свет звук.
Расход сырья на секцию каталитического крекинга
При уменьшении расхода сырья до 90 м3ч – свет звук. При дальнейшем уменьшении расхода сырья до 70 м3ч автоматически открывается электрозадвижка 2-11з на линии аварийного пара в З.У. Р-1.
Свет. Открывается электрозадвижка 2-5з на линии сырья в К-6. Свет. После полного открытия 2-5з закрывается электрозадвижка 2-10з на линии сырья в ЗУ Р-1. Свет.
Со щита оператора закрываются отсекатели на форсунках 6 7 8 в Р-1. Свет.
Расход сырья на форсунки Р-1 отм. 81 м
При уменьшении расхода менее 10 м3ч или увеличении более 100 м3ч – свет звук
Расход тяжелого газойля с УЗК или фр. 450-500°С с УПБ на форсунки Р-1
При уменьшении расхода менее 10 м3ч или увеличении более 40 м3ч – свет звук.
Расход бензина вторичного происхождения
Давление пара на реакторный блок
При понижении давления менее 3 кгсм2 или увеличении более 4 кгсм2 – свет звук.
Расход пара на распыл сырья
При понижении расхода менее 1500 кгч или увеличении более 3000 кгч – свет звук.
Расход пара на распыл тяжелых газойлей
При понижении расхода менее 800 м3ч или увеличении более 2000 м3ч – свет звук.
Расход пара в низ десорбера Р-1
При понижении расхода менее 2000 м3ч или увеличении более 6000 м3ч – свет звук.
Расход пара в верх десорбера Р-1
При понижении расхода менее 1900 м3ч или увеличении более 4000 м3ч – свет звук.
Расход пара на распыл сырья на форсунках 8.1 м
При понижении расхода менее 1000 м3ч или увеличении более 1300 м3ч – свет звук.
Уровень кипящего слоя в Р-1
При понижении уровня ниже 355 или повышении уровня более 70% - свет звук.
Температура реакционной смеси на выходе из сепарационного устройства
При понижении температуры ниже 500°С или повышении уровня более 530°С - свет звук.
Расход воздуха в Р-2
При уменьшении расхода воздуха до 32000 нм3ч – свет звук.
При дальнейшем уменьшении расхода воздуха до 25000 нм3ч автоматически:
- закрывается регулирующий клапан 2-104. Свет
- закрывается регулирующий клапан 2-181. Свет
- открывается электрозадвижка 2-5з на линии сырья в К-6. Свет.
- закрывается электрозадвижка 2-10з после того как откроется 2-5з. Свет.
Со щита оператора закрываются отсекатели на форсунках Р-1 №:6 7 8. Свет.
При уменьшении расхода воздуха до 10000 нм3ч – свет звук. при дальнейшем уменьшении расхода воздуха до 8000 нм3ч–автоматически:
- закрывается регулирующий клапан 2-104. Свет.
- закрывается регулирующий клапан 2-181. Свет.
- закрывается электрозадвижка 2-103 после того как откроется 2-53. Свет.
Со щита оператора закрываются отсекатели на форсунках Р-1 №6 7 8. Свет.
При превышении температуры в Р-2 более 700°С – свет звук.
Содержание СО в дымовых газах
При содержании в СО в дымовых газах более 05% - свет звук.
Давление в линии топливного кольца Р-2
При отклонении от заданного номинала более 5%. Свет звук.
Перепад давления на регулирующем клапане 2-104
При уменьшении давления до 025 кгсм2 – свет звук. при дальнейшем снижении давления до 015 кгсм2 автоматически:
- открывается электрозадвижка 2-11з на линии аварийного пара в ЗУ Р-1. Свет.
- открывается электрозадвижка 2-5з на линии сырья в К-1. Свет
- закрывается электрозадвижка 2-5з. Свет.
Перепад давления на регулирующем клапане п.2-181
Перепад давления между регенератором Р-2 и реактором Р-1
При понижении перепада ниже 007 кгсм2 или при повышении более 015 кгсм2 –свет звук.
Прекращение горения в топке П-1
При прекращении горения в топке П-1 – свет звук.
Перечень минимального количества средств контроля и автоматики
при отказе которых требуется перевод отдельных узлов блоков
на циркуляцию или аварийная остановка установки в целом
Наименование средств
контроля и автоматики
Последствия выхода из строя
Перечень выполнения необходимых операций
Уровнемер катализатора в Р-1
Может привести к потере перепада на регулирующей задвижке п.2-181 и прорыву воздуха в Р-1 или попаданию нефтепродукта в Р-2
Установить строгий контроль за уровнем в Р-2 п.2-1862-187 и за перепадом на задвижке 2-181 п.2-181-2. При потере перепада на задвижке п.2-181. Прекратить подачу сырья
в Р-1. Увеличить подачу пара в прямоток Р-1 до 15-18 тнч. Сырье перевести в К-1. Блок ректификации перевести на горячую циркуляцию. Давление в Р-1 держать выше давления в Р-2 на 01-015кгсм2
Уровнемер кат-ра в Р-2
То же что в пункте 1
Уменьшение уровня в К-1 может привести к сбросу насосов на НЦО Н-9* и повышению давления в системе
Увеличение уровня в К-1 приведет к повышению давления в Р-1
Частично перевести сырье в К-1 увеличить подачу промежуточных и верхнего циркуляционного орошения. Давление в системе отрегулировать включением дополнительных вентиляторов ХВ-1 и сбросом газа на ФНД через кл.2-13
Усилить контроль за давлением
в Р-1 При его повышении увеличить максимально откачку из К-1
Уровнемер бензина в 0-1
При переполнении 0-1 может произойти попадание большого объема жидкости в аккумулятор Е-33 и повышение давления в системе Р-1-К-1
При отсутствии уровня бензина в 0-1 произойдет прекращение подачи нестабильного бензина на Секцию абсорбции и газофракц.
Усилить контроль за перепадом давление между Р-1 и Р-2 за давлением и уровнем в Е-33 расходом нестабильного бензина из 0-1. При увеличении уровня в Е-33 увеличить откачку бензина
При сбросе насоса восстановить его работоспособность путем набора уровня в 0-1
Уровнемер раздела фаз
При отсутствии уровня раздела фаз может произойти попадание бензина на блок очистки технологического конденсата и его воспламенение в П-2
Остановить блок очистки откачку из Е-9 перевести в колодец К-41
Отходы производства сточные воды и выбросы в атмосферу
Условия и место захоронения обезвреживания утилизации
Микросферический цеолитсодержащий катализатор крекинга
Накапливается в бункере электрофильтра вывозится цементовозом в бункерный склад предприятия
Выгрузка1 раз в сутки
Используется как наполнитель асфальта-
Удельная норма расхода кат-ра на тонну сырья 05 кгтн. Максимальная производительность установки 380м3час
Кол-во образования сточных вод м3ч
Метод ликвидации обезвреживания утилизации
Периодичность выбросов
Установленная норма содержания загрязнений
Метод очистки основан на окислении кислородом сульфидо содержащих веществ в менее вредные тиосульфаты
В канализацию ЭЛОУ и направляется на очистные сооружения завода
- содержание нпродуктов н.б.100мгл
- значение РН 65-85ед РН
- содержание фенолов 300мгл
- содержание аммонийного азота н.б.500мгл
- содержание сульфидной серы - отс.
Кол-во образования выбросов по видам м3ч
Норма содержания загрязнений в выбросах
Выброс дымовых газов через дымовую трубу высотой -120м
Содержание СО н.б.10 об.% при дожиге СО в кипящем слое Р-2

icon +автоматизация.doc

4. Нормы технологического режима
Наименование стадий процесса аппаратов показателей режима
№ поз. Приборы по схеме
Допустимые пределы параметра
Класс точности прибора
% от общ загр. сырья
- в форсунки 1-5 на отм. 81 м
- расход тяжелого газойля с УЗК или фр. 450-500°
- расход бензина вторичного происхождения
- сырье на выходе в Р-201
- давление в линии сырья Р-201
- давление пара на реакторный блок
- расход водяного пара – на распыл сырья
- на распыл тяжелых газойлей шлама
- на распыл вторичных бензинов
- в зону десорбции Р-201
- аварийного в Р-201
- на продувку в компенсаторы транспортных линий катализатора
- на парораспределитель вокруг сборной камеры Р-201
Температура по зонам Р-201
- низа лифт-реактора
- середины лифт-реактора
- реакционной смеси на выходе из сепарационного устройства
- в отстойной зоне Р-201
Концентрация катализатора
- по высоте лифт-реактора с сепарирующим устройством
- по сепарирующему устройству
Уровень кипящего слоя
Перепад давления на запорно-регулирующих клапанах транспортных линий
Перепад давления между реактором и регенератором
Расход воздуха на регенерацию по линии 2131
Температура по зонам регенератора
- в сборной камере зоны циклонов
-верха отстойной зоны
Разность температур между отстойной зоной и кипящим слоем (по разнице показаний поз. 2-103-1 и 2-103-3)
Давление в отстойной зоне
Концентрация катализатора в кипящем слое
Топка под давлением П-201
Бункер уловленного катализатора Б-203
Аппарат сжиженного давления газов регенерации Д-201
- температура на выходе
Содержание в дымовых газов
- СО и О2 (режим дожига СО в кипящем слое Р-202)
Режим дожига СО в топке П-401
Бункер аварийной выгрузки катализатора Б-201
Бункер свежего катализатора Б-202
Гидравлик Е-208 по защите реакторного блока
II. Блок ректификации
Верхнее циркуляционное орошение (ВЦО)
- температура возврата в колонну после ХВ-202
- расход на прием насосов Н-206
Первое промежуточное циркуляционное орошение
- температура возврата в колонну
Второе промежуточное циркуляционное орошение
Нижнее циркуляционное орошение
Отпарная колонна К-202-1
- расход водяного пара в колонну
- расход водяного пара
Газоводоотделитель О-20
- температура на выходе после Х-201
- температура в емкости
- уровень раздела фаз (вода-бензин)
- расход жирного газа на С-300
- расход нестабильного бензина на С-300
Выход продуктов С-200 с установки
- в линию го диз. топлива
- температура после ХВ-209
фр.>420°С и 270-420°С при использовании и качестве теплоносителя на топливной станции для подогрева ловушечной нефти
III. Блок очистки технологического конденсата
- температура подачи конденсата в К-203
- расход технического воздуха на окисление
Выход технологич. конденсата с установки

icon Экономика.doc

Расходные показатели на 1 тонну сырья ГК 43-107
Плановая себестоимость по установке каталитического крекинга.
Наименование статьи затрат
Наименование ресурса
Себестоимость уд. Затрат тг
Затраты на объём пр-ва

icon т э обоснование.doc

3 Технико-экономическое обоснование проектируемого производства.
Необходимость и целесообразность создания установки риформинга в составе нефтеперерабатывающего предприятия топливного профиля обусловлены расширением автомобильного парка с высокофорсированными двигателями а также повсеместным введением запрета на применение этилированных бензинов.
Огромную роль во внедрении риформинга играет то обстоятельство что он является источником дешевого водорода для процессов гидроочистки.
Известны и другие методы повышения октанового числа бензинов это в первую очередь изомеризация алканов С5 - С6 алкилирование изобутана олефинами применение высокооктановых добавок к бензинам например МТБЭ и ЭТБЭ. Предпринимаются попытки получения высокооктановых бензинов на основе метанола.
Однако все эти методы ограничены в ресурсах сырья и не могут конкурировать по объемам производства с риформингом. А получение высокооктанового бензина на основе метанола пока является не решенной проблемой ввиду его низкой теплотворной способности и растворимостью воды в нем.
Современные установки риформинга на катализаторах третьего поколения типа КР достаточно высокоэффективны а технология риформинга достаточно хорошо изучена и отработана в промышленности. И тем не менее процесс их совершенствования непрерывно продолжается. Прежде всего в направлении поиска более эффективных катализаторов и совершенствования самого технологического процесса.
Одно из предложений по совершенствованию технологии риформинга реализовано в настоящем дипломном проекте. Суть его достаточно проста. Как известно основные реакции риформинга протекают в двух первых реакторах и только наиболее медленная ароматизация алканов завершается в третьем реакторе. Одновременно в нем наиболее интенсивно идет гидрокрекинг среднемолекулярных углеводородов сырья и продуктов его превращений в первых двух реакторах.
Таким образом предлагается из реакционной массы выходящей из второго реактора отделить продукты превращения и низкомолекулярные алканы которые в данном случае являются балластом и могут подвергаться в третьем реакторе только гидрокрекингу. В третий реактор таким образом поступают в основном алканы С6 и выше которые и будут подвергаться в нем дегидроциклизации. При этом за счет повышения их концентрации в ракционной массе значительно возрастает скорость а за счет снижения объемной скорости подачи сырья при неизменном объеме катализатора в третьем реакторе возрастает глубина их превращения в арены.
Предлагаемый способ позволяет повысить выход бензина и улучшить качество целевого продукта.
up Наверх