Реакторный блок установки каталитического крекинга - Курсовая работа

Изменяя технологический режим, а также используя разные сырье и катализатор, можно в весьма широких пределах изменять выход и качество получаемых продуктов. Установки Гудри были вытеснены более экономичными и менее сложными системами с подвижным циркулирующим слоем катализатора. В промышленности стали эксплуатировать установки двух типов: на установках первого типа каталитический крекинг сырья и регенерация катализатора осуществляются в сплошном, медленно опускающемся слое шарикового катализатора (диаметр 3-6 мм); На установках второго типа процессы каталитического крекинга и регенерации катализатора протекают в «кипящем» (псевдоожиженном) слое порошкообразного или сферического катализатора. Большое значение для совершенствования установок первого типа имело пневмотранспортирование катализатора с одним подъемом его (реактор над регенератором), впервые в мире осуществленное на установке 43-1 в г. Вскоре стали применять установки нового типа - двухступенчатые: в первой ступени крекинг происходит в восходящем потоке в катализаторопроводе после контакта его с нагретым сырьем (эту ступень часто называют крекингом в лифт-реакторе), во второй ступени - в ограниченном объеме псевдоожиженного («кипящего») слоя.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. Основными факторами, влияющими на процесс каталитического крекинга, являются: свойства применяемого для крекирования катализатора, температура процесса, кратность циркуляции катализатора, продолжительность контакта сырья и катализатора, качество крекируемого сырья. Увеличение объемной скорости подачи сырья в реактор понижает глубину превращения сырья, т.к. уменьшается время контактирования углеводородных фракций с катализатором и приводит к снижению выхода кокса. 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 циркуляциирезко возрастает разложение целевых продуктов, выход бензина падает, а количество кокса и газа увеличивается.Таблица 2.1 Физико-химические свойства веществ Вакуумный дистиллят Рециркулирующий газойль бензин каталитический газойль легкий Тяжелый7,8] и определим выходы продуктов крекинга. 1) определим выход бензина uб=54 объемн. = 0.735 ? 54 / 0.897 = 44.25 масс % на свежее сырье где uб - выход бензина, масс. % на свежее сырье r277 б, r277с - относительные плотности соответственно бензина и свежего сырья Выход газа при каталитическом крекинге вакуумного дистиллята, выкипающего в пределах 623-773 К, примем равным ХГ=17.7 масс.Для регулирования плотности смеси паров сырья с катализатором в транспортную линию подается водяной пар в количестве 2-6 масс. На отпарку продуктов крекинга с закоксованного катализатора в зону отпарки подается 5-10 кг пара на 1т катализатора [1, с.152]. На катализаторе после регенерации остается кокс в количестве 0.2-0.5 масс. Приняв расход водяного пара на отпарку 1 т закоксованного катализатора раным 7 кг, найдем часовой расход водяного пара QД2 - с водяным паром, подаваемым на отпарку углеводородов с катализатораВеличину V определим по формуле: V = (22.4AGI/Mi ? TP ? 0.1?106) / 273p (2.18) где AGI/Mi - количество паровой смеси в реакторе, кмоль/ч; p - абсолютное давление в реакторе над псевдоожиженным слоем, принимаем равным 0.2?106 Па (2 ат). Для установок каталитического крекинга с псевдоожиженным слоем катализатора средняя скорость движения газов в свободном (над псевдоожиженным слоем) сечении реактора рекомендуется принимать равной 0.63 м/с [16, с.150]. Диаметр зоны отпарки (десорбера) найдем после того, как будем знать давление у верхнего основания десорбера. Количество паровой смеси в десорбере равно: AGI/Mi = GП/МП GД1/18 (2.31) где GП - количество паров углеводородов, уносимых с катализатором в десорбер, кг/ч;Суммарное живое сечение распределителей подбирают, исходя из условия сохранения величины линейной скорости подводимого потока; обычно оно составляет 1-2.5 % от сечения реактора. Площадь, занимаемая решетками, должна составлять 60 - 70 % поперечного сечения реактора. При этом решетки хорошо вписываются в сечение реактора. Если принять площадь, занимаемую решетками, равной 60%, то площадь решеток будет равна: FP = 0.6S = 0.6?44.8 = 26.9 м2 (2.54) Имея в виду, что рециркулят подается в псевдоожиженный слой катализатора минуя решетки, объем паров на подходе к решетке рассчитаем по формуле: VП = (22.4AGI/Mi ? TP ? 0.1?106) / 3600?273MPPP (2.62) где AGI/Mi - количество углеводородных и водяных паров, проходящих через решетку, кмоль/ч;Эксплуатационные и технологические показатели аппаратов реакторного блока и всей установки в целом

СОДЕРЖАНИЕ

Введение

1. Технологическая часть

1.1 Теоретические основы процесса

1.2 Описание технологической схемы установки

2. Расчетная часть

2.1 Физико-химические свойства веществ, участвующих в процессе

2.2 Материальный баланс

2.3 Количество циркулирующего катализатора и расход водяного пара

2.4 Тепловой баланс

2.5 Технологический расчет реакторного блока

2.5.1 Размеры реактора

2.5.2 Давление у основания зоны отпарки. Температура катализатора на выходе из десорбера

2.5.3 Выбор распределительного устройства парокатализаторного потока в реакторе

3. Расчет и выбор вспомогательного оборудования

3.1 Насосно-компрессорное оборудование

3.2 Теплообменное оборудование

Заключение

Список использованных источников

Промышленные установки каталитического крекинга. Изменяя технологический режим, а также используя разные сырье и катализатор, можно в весьма широких пределах изменять выход и качество получаемых продуктов. Данные показывают, что эффективность применения цеолитсодержащих катализаторов, особенно содержащих окислы редкоземельных металлов очень высока.

Процесс каталитического крекинга стали внедрять в промышленность в конце 30-х гг. Это были установки Гудри со стационарным слоем аморфного катализатора, сложной и дорогой системой автоматического управления. С тех пор процесс каталитического крекинга непрерывно совершенствуется. Установки Гудри были вытеснены более экономичными и менее сложными системами с подвижным циркулирующим слоем катализатора. В промышленности стали эксплуатировать установки двух типов: на установках первого типа каталитический крекинг сырья и регенерация катализатора осуществляются в сплошном, медленно опускающемся слое шарикового катализатора (диаметр 3-6 мм); На установках второго типа процессы каталитического крекинга и регенерации катализатора протекают в «кипящем» (псевдоожиженном) слое порошкообразного или сферического катализатора. Большое значение для совершенствования установок первого типа имело пневмотранспортирование катализатора с одним подъемом его (реактор над регенератором), впервые в мире осуществленное на установке 43-1 в г. Грозном.

В дальнейшем аморфные алюмосиликатные катализаторы были заменены кристаллическими (цеолитсодержащимися). Вскоре стали применять установки нового типа - двухступенчатые: в первой ступени крекинг происходит в восходящем потоке в катализаторопроводе после контакта его с нагретым сырьем (эту ступень часто называют крекингом в лифт-реакторе), во второй ступени - в ограниченном объеме псевдоожиженного («кипящего») слоя. Иногда ограничиваются крекингом только в восходящем потоке (лифт-реакторе). Широкому применению установок последнего типа в значительной степени способствовало использование высокоактивных цеолитсодержащих катализаторов. Наконец, в последнее время стали применять установки с практически полным дожигом окисла углерода не в котлах-утилизаторах, а непосредственно в регенераторах. Совершенствуется также конструкция аппаратуры и оборудования на этих установках, а также катализаторы и технология процесса.

Каталитический крекинг по сравнению с термическим характеризуется меньшим выходом метана, этана и олефинов, большим выходом углеводородов С3-С4, а также бензинов с повышенным содержанием ароматических и изопарафиновых углеводородов. В этом заключается главное преимущество каталитического крекинга перед термическим.

1.