Процесс производства моторных топлив в России

Размещено на http://www.allbest.ru/

Содержание

Введение

1. Литературный обзор

1.1 Теоретические основы процесса

1.2 Характеристика катализаторов

2. Новшество, вводимое в процесс

2.1 Сырье каталитического риформинга

3. Технико-экономическое обоснование производства

4. Технологическая схема установки

5. Расчетная часть

5.1 Материальный баланс

5.2 Тепловой баланс реактора

5.3 Конструктивный расчет

5.4 Расчет штуцеров

6. Автоматизация технологического процесса

7. Характеристика основного и вспомогательного оборудования

8. Охрана труда и окружающей среды

9. Экономическая часть

9.1 Расчет производственной программы

9.2 Расчет затрат на сырье и энергоресурсы

9.3 Расчет численности производственно-промышленного персонала

9.4 Расчет численности основных производственных рабочих

9.5 Расчет численности вспомогательных рабочих

9.6 Расчет численности административного и управленческого персонала

9.7 Расчет фонда годового рабочего времени на одного работающего

9.8 Расчет годового фонда заработной платы производственно-промышленного персонала

9.9 Расчет фонда заработной платы основных рабочих

9.10 Расчёт фонда заработной платы вспомогательных рабочих

9.11 Расчет фонда заработной платы административного и управленческого персонала

9.12 Расчет величины амортизационных отчислений

9.13 Расчет производственных и общих издержек

9.14 Ценообразование и рентабельность

9.15 Сравнение экономической выгоды с применением нового катализатора

9.16 Технико-экономические показатели проекта

Заключение

Список использованной литературы



Введение

Основной задачей нефтеперерабатывающей промышленности является обеспечение потребностей страны в энергоносителях, моторных топливах и смазочных маслах, а также сырье для нефтехимии. Анализ тенденций развития мирового рынка производства и потребления продуктов нефтепереработки показывает, что основная доля приходится на транспортное топливо (50-52%) и энергоносители (бытовое и промышленное топливо) (35-38%). Ситуация практически не изменится вплоть до 2013 года. Однако наметились принципиальные изменения в структуре производимых нефтепродуктов: если в 1975-1980 гг. сумма легких и средних дистиллятных продуктов составляла 60-61%, то в 1995 г. она уже была 72% и к 2013 году достигнет 85%.

Основная тенденция развития мировой нефтепереработки будет состоять в создании крупных мощностей глубокой переработки на базе современных, достаточно отработанных в промышленном масштабе энергосберегающих технологий. Так, разработанные в настоящее время ведущими фирмами (UOL, SHELL, AKZONOBEL, LUMMUS, TEXACO, Institut Franзais du Pйtrole) технологии позволяют достигнуть глубины переработки нефти 90 % и более. Однако создание современных нефтеперерабатывающих комплексов требует больших капитальных и энергетических затрат.

В мировой нефтепереработке наметилась четкая тенденция повышения качества моторных топлив в направлении обеспечения их экологической безопасности при применении. Введенные в США и некоторых странах Европы новые стандарты на моторные топлива (реформулированные топлива) предусматривают достаточно резкое изменение компонентного состава, а также ограничения содержания ароматических углеводородов (особенно бензола), cеры, азота, высококипящих фракций.

Современные отечественные процессы производства моторных топлив направлены на углубление переработки нефти с целью увеличения объемов производства топлив при экономии сырьевых ресурсов, на производство экологически безопасных дизельных топлив и некоторое качественное изменение состава бензинового фонда. Однако, чтобы достигнуть показателей моторных топлив в соответствии с новыми стандартами, потребуются значительные инвестиции в технологическую перестройку структуры нефтепереработки.

В современных условиях особое значение приобретают малозатратные новые технологии, позволяющие эффективно использовать сырье в переработке нефти, обеспечивающие повышение качества и снижение энерго- и материалоемкости выпускаемой продукции. По-видимому, в последующие 10-15 лет эффективная схема нефтепереработки должна обеспечить:

1) получение 60-65 % моторных топлив и порядка 10-12 % сырья для нефтехимии при глубине переработки нефти 80-85 % и, как следствие, замену мазута в балансе котельно-печного топлива на природный газ;

2) повышение качества моторных топлив с точки зрения снижения экологической нагрузки при эксплуатации автотранспорта;

3) квалифицированное использование нефтезаводских газов, которые в настоящее время в основном сжигаются на факелах.

Каталитический риформинг является важнейшим процессом современной нефтеперерабатывающей и нефтехимической промышленности. Он широко используется для повышения детонационной стойкости бензинов и производства ароматических углеводородов, главным образом бензола, толуола и ксилолов. Важную роль играет каталитический риформинг также в обеспечении водородом процессов гидроочистки нефтяных продуктов.

Процесс риформинга бензиновых фракций в промышленности является неотъемлемым на нефтеперерабатывающих заводах наряду с процессами каталитического крекинга нефтяных фракций и гидрокрекинга тяжелых остатков для производства высокооктановых бензиновых фракций - компонентов товарных бензинов. Процесс риформинга позволяет перерабатывать прямогонные и газоконденсатные низкооктановые бензиновые фракции в высокооктановые. Недостатками процесса риформинга являются производство углеводородных газов, которые не содержат непредельных углеводородов, и присутствие в бензинах-риформатах до 5 % масс. бензола. В современных высокооктановых бензинах стандартами допускается содержание бензола не выше 1 % масс.

На основании перечисленных выше достоинств и недостатков процесса риформинга происходит дальнейшее развитие таких установок и катализаторов для них, математических моделей и средств автоматизации и оптимизации условий их работы.



1. Литературный обзор

моторный топливо риформинг бензиновый

Комбинированная установка ЛК-6У представляет собой сложный промышленный комплекс, включающий в себя пять технологических процессов конструктивно и технологически скомпонованных в четырех секциях, а именно:

1) секция 100 - ЭЛОУ-АТ обессоливания и обезвоживания нефти и первичной переработки мощностью 6 млн. тонн нефти в год

2) секция 200 - каталитический риформинг мощностью 1 млн. тонн в год по сырью

3) секция 300-1 - гидроочистка дизельного топлива мощностью 2 млн. тонн в год по сырью

4) секция 300-2 - гидроочистка керосина мощностью 600 тыс. тонн в год по сырью

5) секция 400 - газофракционирование мощностью 450 тыс. тонн в год по сыпью.

На установке ЛК-6У применено новое укрупненное оборудование, центробежные компрессоры с паровым и электрическим приводом, воздушные холодильники с высоким коэффициентом оребрения, ректификационные тарелки клапанного типа, вертикально-секционные печи новой конструкции. Применение комбинированной установки ЛК-6У взамен отдельно стоящих позволяет на 45% повысить производительность труда, на 15-20% уменьшить расход металла на изготовление оборудования, на 10-15% снизить эксплуатационные затраты. Сокращение числа отдельно стоящих установок, их промежуточных резервуарных парков и применение резервуаров большой единичной емкости позволили сократить производственные площади завода в 3-4 раза и значительно снизить безвозвратные потери нефтепродуктов.

Установка каталитического риформинга входит состав комплекса ЛК-6У первичной переработки и предназначена для получения высокооктанового компонента автомобильных бензинов и технического водорода, в результате каталитических превращений прямогонной бензиновой фракции 62-180єС секции 100 установки ЛК-6У.

Установка каталитического риформинга включает в себя блок гидроочистки сырья - прямогонной бензиновой фракции, реакторный блок риформинга с рециркуляцией водорода, и блок стабилизации риформата.

Получаемые продукты установки:

1) водородсодержащий газ;

2) высокооктановый компонент бензина;

3) сухой газ;

4) стабильная головка.

Получаемый в процессе каталитического риформинга водородсодержащий газ значительно дешевле специально получаемого водорода; его используют в других процессах нефтепереработки, таких, как гидроочистка.

1.1 Теоретические основы процесса

Каталитический риформинг - сложный химический процесс, включающий разнообразные реакции, которые позволяют коренным образом преобразовать углеводородный состав бензиновых фракций и тем самым значительно улучшить их антидетонационные свойства.

Основой процесса каталитического риформинга бензинов являются реакции, приводящие к образованию ароматических углеводородов. Это реакции дегидрирования шестичленных и дегидроизомеризации пятичленных нафтеновых углеводородов, дегидроциклизация парафиновых углеводородов. Кроме того, второй по значимости в процессе каталитического риформинга является реакция изомеризации углеводородов.

Наряду с изомеризацией пятичленных и шестичленных нафтенов изомеризации подвергаются парафиновые и ароматические углеводороды. Существенную роль в процессе играют реакции гидрокрекинга парафинов, сопровождающиеся газообразованием. При каталитическом риформинге протекают также реакции раскрытия пятичленного кольца нафтенов с образованием соответствующих парафиновых углеводородов.

Превращение шестичленных нафтенов

Основной реакцией превращения шестичленных нафтенов в процессе риформинга является реакция дегидрирования с образованием соответствующего ароматического углеводорода. Так, при дегидрировании циклогексана образуется бензол, при дегидрировании метилциклогексана образуется толуол и т.д.

Исключением являются алкилциклогексаны с блокированными положениями (гем-диалкилы), дегидрирование которых сопровождается перегруппировками. Так, например, при дегидрировании 1,1 - диметилциклогексана образуется толуол и метан:

Происходит также миграция метильной группы, что приводит к образованию изомеров ксилолов. Скорость реакции дегидрирования шестичленных нафтенов очень велика, они практически на 100% превращаются в ароматику. Реакции дегидрирования шестичленных нафтенов отличаются очень высокой эндотермичностью, что приводит к резкому снижению температуры в зоне реакции. Тепловой эффект реакции составляет + 221 кДж/моль.

Превращение пятичленных нафтенов.

Основной и наиболее важной реакцией при превращении пятичленных нафтенов является реакция дегидроизомеризации с промежуточным образованием шестичленного кольца и дальнейшим его дегидрированием с образованием соответствующего ароматического углеводорода. Так, метилциклопентан в итоге превращается в бензол, а диметилциклопентаны - в толуол и т.д.

Скорость такой реакции невелика (таблица 1.1). Реакция экзотермична, тепловой эффект составляет - 43,9 кДж/моль.

Пятичленные нафтеновые углеводороды в условиях процесса риформинга подвергаются реакции раскрытия пятичленного кольца. Так, в случае метилциклопентана образуются изомеры гексана - н-гексан.

Возможность достижения высокого выхода ароматических углеводородов зависит от селективности изомеризации пятичленных нафтенов в шестичленные. Протекающие параллельно реакции раскрытия пятичленного кольца ухудшают селективность реакции изомеризации и ведут к образованию парафинов.



Превращение парафиновых углеводородов.

Основной и целевой реакцией превращения парафинов в процессе риформинга является реакция дегидроциклизации, ведущая к образованию ароматических углеводородов. Реакция дегидроциклизации парафинов идет двумя путями: через образование шестичленного цикла (С6 - дегидроциклизация) и через образование пятичленного цикла (С5 - дегидроциклизация). В первом случае образовавшийся шестичленный нафтен подвергается дальнейшему дегидрированию с образованием в конечном итоге ароматических углеводородов. Реакция С5 - дегидроциклизации парафина менее селективна, чем реакция С6 - дегидроциклизации, т.к. образовавшийся пятичленный цикл параллельно подвергается реакции раскрытия кольца.

Схематично реакцию дегидроциклизации парафина можно представить следующим образом:

Скорость реакций дегидроциклизации парафинов очень низка, самая низкая из всех реакций, протекающих в процессе каталитического риформинга - она в 100 раз меньше скорости дегидрирования шестичленных нафтенов.

Реакция дегидроциклизации парафинов глубоко эндотермична - тепловой эффект реакции составляет +260кДж/моль. Селективность реакции дегидроциклизации парафина в ароматику увеличивается с увеличением молекулярного веса исходного углеводорода, но, как правило, в среднем не превышает 60 %.

Параллельно с реакциями дегидроциклизации парафины в процессе риформинга подвергаются реакциям изомеризации и гидрокрекинга. Высокие температуры процесса риформинга 470-510єС термодинамически неблагоприятны для изомеризации парафинов. При изомеризации образуются малоразветвленные, сравнительно низкооктановые парафины. Так, при каталитическом риформинге н-гексана образуются 2-метил- и 3-метилпентаны.

По причине термодинамически неблагоприятных условий изомеризация парафинов в процессе риформинга протекает не достаточно глубоко, но имеет тем не менее важное значение.

Реакция изомеризации парафинов протекает по схеме:

Скорость реакций изомеризации парафинов сравнительно невелика, она примерно в 10 раз меньше скорости дегидрирования шестичленных нафтенов. Реакция изомеризации имеет незначительный экзотермический эффект - тепловой эффект реакции равен - 4,6 кДж/моль.

Гидрокрекинг парафинов приводит к образованию углеводородов с меньшим молекулярным весом и газообразных углеводородов.

Скорость реакций гидрокрекинга невелика, но выше скорости реакций дегидроциклизации парафинов. Реакции гидрокрекинга весьма экзотермичны, тепловой эффект реакций гидрокрекинга парафинов составляет - 50,4 кДж/моль водорода.

Наряду с гидрокрекингом в процессе каталитического риформинга протекают реакции гидрогенолиза, как парафинов, так и ароматических углеводородов. В отличие от реакций гидрокрекинга, которые протекают на кислотных центрах катализатора риформинга, реакции гидрогенолиза протекают на активных металлических центрах катализатора. Основными продуктами гидрогенолиза являются газообразные углеводороды метан и этан. Особенно сильный гидрогенолиз наблюдается при пуске блоков риформинга на свежем высокоактивном катализаторе, так называемое «метанирование».

Для снижения активности катализатора в реакции гидрогенолиза приходится в пусковой период выполнять дозированную дезактивацию металлических центров катализатора методом осернения сероводородом. Деалкилирование алкилбензолов с отрывом от бензольного кольца метильных и этильных групп также является гидрогенолизом. Но в условиях каталитического риформинга эти реакции имеют слабовыраженный характер.

Превращение ароматических углеводородов.

Ароматические углеводороды, содержащиеся в сырье и образовавшиеся в процессе риформинга, подвергаются дальнейшим превращениям, главным образом, изомеризации и деалкилированию. Именно благодаря реакциям изомеризации изомерный состав ксилолов, содержащихся в риформате, близок к равновесному. Это же касается этилтолуолов, триметилбензолов, и других ароматических углеводородов. Деалкилирование алкилароматических углеводородов в условиях каталитического риформинга протекает незначительно. В таблице 1.1 приведены относительные скорости и тепловые эффекты реакций каталитического риформинга.

Таблица 1.1 Относительные скорости и тепловые эффекты реакций риформинга

Тип реакции	Относительная скорость	Тепловой эффект, Дж/моль
	С6	С7
1	2	3	4
Дегидрирование шестичленных нафтенов	100	120	+221
Изомеризация парафинов	10	13	-1,6
Изомеризация нафтенов	10	13	-15,6
Раскрытие кольца нафтенов	5	3	-43,9
Гидрокрекинг парафинов	3	4	-56,4(на моль Н2)
Дегидроциклизация парафинов	1	4	+260

Различие скоростей основных реакций каталитического риформинга обуславливает их разные превращения по длине слоя катализатора.

Превращение шестичленных нафтенов почти полностью завершается в объеме первого слоя (~10 % общей массы) катализатора.

Превращение пятичленных нафтенов реализуется по длине всего слоя катализатора и в первых слоях преимущественно в направлении изомеризации.

Ароматизация парафинов реализуется в последних по ходу сырья слоях, что соответствует примерно 60-70 % от общей массы катализатора.



1.2 Характеристика катализаторов

Промышленный процесс каталитической ароматизации, несмотря на пятидесятилетний период существования, непрерывно совершенствуется. Это сопровождается столь же непрерывным совершенствованием катализаторов риформинга.

Алюмомолибденовый катализатор (MoO3/Al2O3) был первым катализатором риформинга, нашедшим промышленное применение. Попытки использования других оксидных катализаторов (Cr2O3/Al2O3, CoO-MoO3/Al2O3) к успеху не привели.

Алюмомолибденовый катализатор, как и современные катализаторы риформинга, катализирует реакции ароматизации, изомеризации и гидрокрекинга углеводородов. Однако селективность его в реакциях ароматизации, особенно парафинов, значительно ниже, а скорость закоксовывания намного больше. Тем не менее это не явилось препятствием для промышленного использования во время второй мировой войны риформинга на алюмомолибденовом катализаторе, так как процесс служил для производства толуола и компонентов авиационных бензинов.

В конце 40-х годов, когда возникла потребность в экономичном процессе каталитического риформинга для улучшения качества автомобильных бензинов, стали впервые применять более эффективный катализатор - платиновый. На протяжении последующих десяти лет платиновые катализаторы вытеснили оксидные, а широкие исследования привели к созданию разных их модификаций для процесса каталитического риформинга.

Существенным фактором процесса риформинга является парциальное давление водорода. В обратимой реакции дегидрогенизации нафтенов равновесие сдвигается вправо с повышением температуры и снижением давления. В то же время повышение парциального давления водорода способствует подавлению побочных реакций уплотнения образующихся непредельных углеводородов, приводящих в итоге к отложениям кокса на катализаторе и падению активности последнего. Исходя из этих соображений, для всех модификаций промышленных установок риформинга предусматривалось повышенное давление, которое определялось в первую очередь активностью катализатора.

С переходом на платиновый катализатор изменились технологический режим и схема процесса риформинга. Более высокая активность платинового катализатора позволила повысить давление в системе и снизить температуру. В то же время возросла объемная скорость подачи сырья. Более низкая температура и повышенная селективность катализатора позволили увеличить продолжительность его безрегенерационной работы.

Дороговизна платины предопределила малое ее содержание в промышленных катализаторах риформинга, а следовательно, необходимость весьма эффективного ее использования. Этому способствовало также применение в качестве носителя оксида алюминия, который давно был известен как лучший носитель для катализаторов ароматизации. Важно было превратить алюмоплатиновый катализатор ароматизации в бифункциональный катализатор риформинга, на котором протекал бы весь комплекс реакций. Для этого следовало придать носителю необходимые кислотные свойства, что было достигнуто путем промотирования оксида алюминия галогенами (фтором, хлором).

На первом этапе промышленного осуществления процесса предпочитали работать на фторированном алюмоплатиновом катализаторе.

При применявшейся технологии концентрация водяных паров в зоне катализа была велика, а потому для снижения потерь галогена (в результате отщепления от катализатора) целесообразнее было применять фторированный катализатор поскольку фтор прочно связан с катализатором.

Дальнейшее совершенствование технологии каталитического риформинга, в частности удаление из сырья каталитических ядов и его обезвоживание, позволили перейти к использованию более эффективных алюмоплатиновых катализаторов, промотированных хлором. Преимущество хлорированных катализаторов - возможность регулирования содержания хлора в катализаторах, а следовательно и уровня их кислотности, непосредственно в условиях эксплуатации.

Последнее поколение катализаторов риформинга отличается тем, что наряду с платиной, содержат один или несколько других металлов (платина, рений, иридий и др.), которые катализируют реакции гидрирования и деалкилирования. С другой стороны, промотированный галоидами кислый носитель - оксид алюминия катализирует реакции гидрокрекинга, изомеризации и др. Для таких катализаторов характерна высокая стабильность в условиях реакционного периода, что в конечном счете обеспечивает возможность получения более высоких выходов как высокооктановых бензинов риформинга, так и ароматических углеводородов.

Полиметаллические катализаторы обладают следующими преимуществами:

а) длительно удерживается высокий выход катализата, т.к. нет усиления реакций гидрокрекинга при высоких температурах;

б) в результате они обладают более высокой, средней за межрегенерационный цикл, селективностью;

в) значительно более термостабильны, что позволяет повысить длительность межрегенерационных циклов или увеличить жёсткость процесса (снизить давление, увеличить температуру);

г) имеют более продолжительный срок службы;

д) имеют более низкую стоимость.

Вместе с тем, эксплуатация полиметаллических катализаторов требует более высокого уровня технологии и подготовки обслуживающего персонала - необходима более глубокая очистка сырья, более чёткое регулирование содержания хлора на катализаторе.

Катализатор риформинга полиметаллический применяется на промышленных установках риформинга для производства компонента автобензина с ИОЧ 93-95 при межрегенерационном цикле 2-3 года или компонента автобензина с более высоким октановым числом при меньшем цикле работы, а также для производства индивидуальных ароматических углеводородов.

Катализатор характеризуется умеренными требованиями к остаточному содержанию примесей в сырье, высокой устойчивостью к временным залповым проскокам примесей при сбоях в работе гидроочистки и к экстренным остановкам риформинга.

Успешная эксплуатация полиметаллических катализаторов возможна лишь при выполнении определенных условий:

а) содержание серы в сырье риформинга не должно превышать 10-4 % масс., что требует глубокого гидрооблагораживания сырья в блоке предварительной гидроочистки;

б) содержание азота (особенно в виде азотистых оснований), разрушающего кислотные центры катализатора риформинга, ограничено 0,5 -10-4 % (мас.).

в) содержание влаги в циркулирующем газе не должно превышать 2·10-3- 3·10-3 % мольных, так как она способствует образованию галогеноводородных кислот, которые вымывают галогены из состава катализатора.

г) пуск установки на свежем и отрегенерированном катализаторе требует использования в качестве инертного газа чистого азота (полученного, например, ректификацией жидкого воздуха);

д) для восстановления катализатора предпочтительно использование электролитического водорода.

В настоящее время промышленностью вырабатываются три типа катализаторов риформинга: монометаллические (АП-56 и АП-64), биметаллические (КР-101 и КР-102) и полиметаллические (КР-104, КР-106, КР-108 и платиноэрионитовый СГ-ЗП).

Характеристика промышленных катализаторов риформинга:

а)Удельная поверхность - не менее 200 м2/г;

б) Общий объем пор - не менее 0,65 см2/г;

в) Размеры таблеток: диаметр - 1,3-3 мм, длина - 3-9 мм.

Таблица 1.2 Характеристика отечественных промышленных катализаторов риформинга

Показатель	Катализаторы
	АП-56	АП-64	КР-101	КР-102	КР-104	КР-106	КР-108	КР-110
Содержание, % масс. платины фтора хлора Число металл. промоторов Относительная селективность Относительная стабильность	0,55 0,32 - - -	0,62 - 0,70 - 1 1	0,60 - 0,75 1	0,36 - 1,35 1 5 2	0,36 - 1,20 2 10 3-4	0,36 - 1,35 2 10 5	0,36 - 1,35 2 20 6,5	0,36 - 1,35 2 3



2. Новшество, вводимое в процесс

В дипломном проекте установки каталитического риформинга предлагается внедрение предварительного дегидрирования нафтеновых углеводородов, содержащихся в широкой бензиновой фракции. Процесс осуществляется в системе из трех последовательно расположенных реакторов, при повышенной температуре и давлении в присутствие двух промышленных платиноэрионитсодержащих катализаторов риформинга СГ-3П и СГ-3П марки А. Катализатор СГ-3П марки А с пониженным содержанием эрионита, равным 4-8% масс., загружается в первый по ходу реактор, а два последующих реактора, загружается катализатор СГ-3П содержащий 10-15% масс. эрионита.

В первом реакторе происходит предварительное дегидрирование нафтеновых углеводородов содержащихся в сырье, а во втором и третьем реакторах происходит риформинг.

Катализатор СГ-3П марки А содержит в соответствии с ТУ 2177-031-33160428-2006 (мас.%): 0,50 Pt; 0,6 Cl; 6 эрионит; остальное оксид алюминия.

Катализатор СГ-3П содержит (мас.%): 0,50 Pt; 0,6 Cl; 13 эрионита; остальное оксид алюминия.

Применение данных катализаторов позволило получить выход по сырью 88,5%масс., с октановым числом 96,7 пунктов.

Таблица 2.1 Параметры проводимого процесса в реакторах

Параметры	1 реактор	2-3 реакторы
Температура, °С	410	490
Объемной скорости подачи сырья, ч-1	20	5
Давление, МПа	2,0	2,0
Кратность циркуляции ВСГ, нм3/м3	1200	1200



Существует теоретическое предложение по получению компонента автомобильного бензина (катализата риформинга) с более высоким октановым числом, чем у риформата, производимого в настоящее время. Предполагается увеличить содержание ароматических углеводородов, которые, как известно, имеют октановое число больше, чем у соответствующих алканов и нафтенов. Чем больше в риформате содержится ароматических углеводородов, тем меньше его количества требуется для производства автомобильного бензина, отвечающего стандартам качества, соответственно большее количество товарного бензина сможет вырабатывать завод.

Основная реакция процесса каталитического риформинга - дегидрирование нафтеновых углеводородов. В результате превращений образуется углеводороды ароматической группы. Именно большое их содержание в риформате и обуславливает высокое октановое число. В таблице 3 приведен групповой состав катализата риформинга и составляющая доля октанового числа для каждой группы. Расчетное октановое число - 95 пунктов, данные получены в результате хроматографического анализа катализата. Как видно из данных таблицы 2.2 доля октанового числа, полученная от ароматической группы углеводородов, - наибольшая.

Таблица 2.2 Групповой состав катализата риформинга и его октановое число

Группы углеводородов	Содержание, % масс.	Расчетное октановое число
Алканы	12,07	5,30
Изоалканы	21,55	12,97
Ароматические	56,52	69,37
Циклические	9,66	7,22
Олефиновые	0,2	0,16



Высказанные предположения подтверждаются экспериментально. По результатам анализа хроматограмм стабильного катализата риформинга можно сделать вывод, что при содержание аренов 55,5% масс. расчетное октановое число равно 93,7, 56,5% - 94,3 и 57,5% - 94,8 пункта. Это означает, что чем больше углеводов ароматического ряда в конечном целевом продукте каталитического риформинга, тем соответственно выше его октановое число.

Из приведенных данных следует, что увеличение количества цикланов в сырье процесса каталитического риформинга ведет к возрастанию в продукте доли высокооктановых углеводородов ароматической группы. При увеличении содержания нафтенов в сырье на 4% масс. количество аренов в катализате, в среднем, возрастает на 5% масс.

Особенностью применяемых катализаторов также является что метилциклопентан при каталитическом риформинге на платиноэрионитном катализаторе СГ-ЗП не подвергается дегидроизомеризации, поэтому не является предшественником бензола в отличие от риформинга на биметаллическом катализаторе.

Также вклад реакций деалкилирования ароматических углеводородов в образование бензола - незначителен.

Установлено, что гексан нормального строения на катализаторе СГ-ЗП преимущественно подвергается крекингу с образованием пропана, поэтому так же не является бензолообразующим компонентом.

2.1 Сырье каталитического риформинга

Одним из нововведений также является применение в качестве сырья не прямогонной бензиновой фракции, выкипающей в пределах 62-180єС, а фракции 85-180єС.

Так как наибольшее содержание бензола содержится во фракциях выкипающей в пределах 35-85°С, её содержание в исходном сырье нежелательно. Этим мы обеспечиваем общее содержание бензола в товарном автомобильном бензине менее 1% по объему.

Положительным эффектом применения фракции 85-180єС является уменьшение реакций гидрокрекинга, в следствие чего сокращается образование кокса.

Российские ученые Белоусова Ю.С., Белоусов А.Е., Осадченко А.И. рассмотрели способ увеличения содержание циклических углеводородов в сырье риформинга. Данный способ был использован на Сургутском заводе стабилизации конденсата, при поддержки ООО «НПФ Олкат»

Увеличить количество циклических углеводородов в гидрогенизате предполагается следующим образом: выделить из ПБФ, направленной на другие нужды, фракцию, в которой содержится наибольшая концентрация нафтеновых углеводородов и добавить ее в сырье каталитического риформинга.

В качестве исследуемых образцов использовались фракции, выделенные из прямогонной бензиновой фракции (с температурными пределами выкипания 85-180°С) сырья установки каталитического риформинга, без прохождения предварительного этапа гидроочистки. Разделение сырья на фракции проводили в лабораторных условиях с использованием метода разгонки по Энглеру с помощью дефлегматора. Для проведения исследования были выделены образцы со следующими температурными пределами выкипания: фр. 85-125°С, фр. 90-115°С, фр. 90-125°С. Именно в них концентрируются шести- и семичленные нафтеновые углеводороды. Определение компонентного и группового состава жидких нефтепродуктов проводили методом газожидкостной хроматографии на газовом хроматографе НР 5890 серии II фирмы «Хьюлетт Паккард» (см. табл. 2.3). Как видно из приведенных данных, наибольшее содержание цикланов во фр. 90-115°С 55,66% мас., а также максимальное количество циклогексана _ 5,38%. Во фр. 85-125°С циклогексана содержится 5,25%, но содержание метилциклогексана максимально во фр. 90-125°С. Из углеводородов циклического ряда эти два гомолога имеют максимальную конверсию и селективность в соответствующие им бензол и толуол. Поэтому для дальнейшего исследования представляют интерес все три экспериментальные фракции.

Таблица 2.3 Групповой и компонентный состав экспериментальных образцов, % масс

Образцы	Сырье фракция 85-180°С	Фракция н.к -125°С	Фракция 90-125°С	Фракция 90-115°С
1	2	3	4	5
Алкановые углеводороды	17,19	16,91	16,24	17,31
В том числе:
пентан	0,15	0,21	0,02	0,87
гексан	3,17	3,86	2,22	5,00
гептан	7,26	8,33	8,64	6,85
октан	3,10	3,00	3,43	3,51
нонан	3,10	1,41	1,82	1,49
декан	0,41	0,10	0,11	0,09
Изоалкановые углеводороды	24,49	23,0	22,29	20,85
В том числе:
метилпентан	2,28	2,89	1,27	3,97
метилгексан	5,23	5,95	5,65	4,69
диметилпентан	1,34	1,54	1,35	1,35
этилгексан	1,96	1,92	2,14	2,36
диметилгексан	1,29	1,43	1,60	2,37
триметилгексан	2,78	2,34	2,73	3,17
метилгептан	2,72	2,89	3,32	3,20
диметилгептан	0,84	0,60	0,70	0,73
метилоктан	1,16	0,75	0,55	0,81
диметилоктан	1,23	0,51	0,60	0,64
Ароматические углеводороды	8,98	7,48	8,27	6,18
В том числе:
бензол	0,24	0,29	0,17	0,34
толуол	0,49	3,40	3,61	2,76
этилбензол	0,48	0,39	0,46	0,46
м-ксилол	2,42	1,85	2,18	2,01
п-ксилол	0,65	0,54	0,62	0,61
о-ксилол	0,72	0,52	0,58	0,54
пропилбензол	0,28	0,11	0,15	0,10
Циклические углеводороды	49,28	52,62	53,21	55,66
В том числе:
метилциклопентан	2,61	3,09	1,96	3,77
циклогексан	4,57	5,25	4,08	5,38
диметилциклопентан	5,81	6,65	6,29	5,31
метилциклогексан	17,42	19,97	20,82	16,94
этилциклопентан	0,84	0,96	1,03	0,84
триметилциклопентан	5,73	6,18	7,06	5,56
диметилциклогексан	6,25	5,94	6,93	6,39
этилциклогексан	0,48	0,36	0,42	0,40
триметилциклогексан	0,93	0,65	0,78	0,68
этилметилциклогексан	0,96	0,98	1,12	1,12
циклопентан	0,17	0,23	0,06	0,38

Исходя из технологических возможностей процесса риформинга, испытуемые фракции могут быть добавлены в сырье риформинга в количестве 10, 20 и 30% от общего объема. Теоретически рассчитан групповой и компонентный состав следующих образцов:

№ 1 - 90% сырье риформинга + 10% фр. 85-125°С;

№ 2 - 80% сырье риформинга + 20% фр. 85-125°С;

№ 3 - 70% сырье риформинга + 30% фр. 85-125°С;

№ 4 - 90% сырье риформинга + 10% фр. 90-115°С;

№ 5 - 80% сырье риформинга + 20% фр. 90-115°С;

№ 6 - 70% сырье риформинга + 30% фр. 90-115°С;

№ 7 - 90% сырье риформинга + 10% фр. 90-125°С;

№ 8 - 80% сырье риформинга + 20% фр. 90-125°С;

№ 9 - 70% сырье риформинга + 30% фр. 90-125°С.

Произведен расчет увеличения содержания групп углеводородов и индивидуальных компонентов в предполагаемом сырье риформинга. Результат представлен в таблице 2.4. Максимальное увеличение суммарного количества нафтенов в образце № 6 на 1,92% , образце № 5 на 1,28% и образцах № 9 и № 3 на 1,18 и 1,15% соответственно. Наибольшее увеличение содержание циклогексана наблюдается в образцах № 6 на 0,6% и № 5 на 0,4%.

Увеличение количества метилциклогексана максимально в образце № 6 на 1,91% , а также в образцах № 5 и № 9 на 1,27 и 1,02% соответственно.

При этом содержание алкановых и ароматических углеводородов изменилось незначительно. Больше всего уменьшилось содержание изоалкановых углеводородов - около 1% , но в процессе каталитического риформинга количество углеводородов этой группы в сырье и продукте практически одинаково.

В результате проведенных исследований авторы делают вывод, что для увеличения октанового числа катализата риформинга в сырье установки каталитического риформинга может быть добавлена фр. 90- 115°С, выделенная из прямогонной бензиновой фракции, в количестве 20% или 30% , а также фр. 90-125°С в количестве 30%.

Таблица 2.4 Изменение содержания компонентов и групп углеводородов в образцах, %массовых

Компоненты	Номер образца
	1	2	3	4	5	6	7	8	9
Изоалканы:	-0,15	-0,3	-0,45	-0,36	-0,73	-1,09	-0,22	-0,44	-0,66
метилпентан	0,06	0,12	0,18	0,04	0,08	0,12	-	-	-
диметилпентан	0,02	0,04	0,05	0,06	0,11	0,17	0,00	0,00	0,01
триметилбутна	0,00	0,00	0,00	0,00	0,01	0,01	-	-	-
метилгексан	0,07	0,15	0,22	0,24	0,47	0,71	0,04	0,09	0,13
диметилгексан	0,01	0,03	0,04	0,01	0,03	0,04	0,03	0,06	0,09
метилгептан	0,02	0,03	0,05	-	-	-	0,06	0,12	0,18
этилгексан	-	-	-	-	-	-	0,02	0,04	0,05
Цикланы:	0,38	0,77	1,15	0,64	1,28	1,92	0,39	0,79	1,18
метилциклопентан	0,05	0,1	0,15	0,10	0,2	0,30	-	-	-
циклогексан	0,07	0,14	0,20	0,20	0,4	0,60	-	-	-
диметилциклопентан	0,08	0,17	0,25	0,26	0,53	0,79	0,05	0,09	0,14
метилциклогексан	0,26	0,51	0,77	0,64	1,27	1,91	0,34	0,68	1,02
триметилциклопентан	0,05	0,09	0,14	0,04	0,08	0,11	0,13	0,26	0,4
этилциклопентан	0,01	0,02	0,04	0,03	0,05	0,08	0,02	0,04	0,06
диметилциклогексан	0,00	0,01	0,01	-	-	-	0,07	0,14	0,21
Алканы:	-0,03	-0,06	-0,09	0,01	0,02	0,03	-0,09	-0,2	-0,28
гексан	0,07	0,14	0,21	0,10	0,20	0,30	-	-	-
гептан	0,11	0,21	0,32	0,31	0,62	0,93	0,14	0,28	0,42
октан	-	-	-	-	-	-	0,03	0,07	0,10
Ароматические углеводороды:	-0,15	-0,3	-0,45	-0,28	-0,56	-0,84	-0,07	-0,14	-0,21
Бензол	0,05	0,01	0,01	0,01	0,02	0,03	-	-	-
Толуол	0,04	0,08	0,13	0,09	0,18	0,27	0,06	0,13	0,19



3. Технико-экономическое обоснование производства

Выбор точки строительства нефтеперерабатывающего завода зависит от ряда факторов, главный из которых - потребность близлежащих районов в нефтепродуктах. Разумеется, желательно, чтобы вблизи завода имелись источники сырья - нефти. Однако, как показал технико-экономический анализ, транспорт нефти более рентабелен, чем перевозка готовых нефтепродуктов с заводов, расположенных вблизи нефтепромыслов, к месту их потребления. Поэтому сейчас новые заводы строятся и в тех районах, где совершенно отсутствуют нефтяные месторождения, но очень велика потребность в нефтепродуктах.

Потребностью экономического района в нефтепродуктах того или иного ассортимента определяется в основном и выбор направления переработки нефти на заводе. Качество сырья при этом уже не имеет такого значения, как это было раньше, поскольку разработаны процессы, позволяющие получать большинство нефтепродуктов, в том числе и высокого качества, из любых нефтей.

На заводе товарный высокооктановый бензин производят компаундированием прямогонной бензиновой фракции (ПБФ), МТБЭ- высокооктановой добавки, стабильного катализата риформинга.

Причем первый и третий компоненты производятся в цепочке последовательных технологических процессов на Павлодарском НХЗ. Применение ПБФ реализовано в следующих направлениях:

а) в качестве компонента сырья вторичных процессов;

б) как самостоятельный товарный продукт;

в) в качестве смесевой составляющей товарного автомобильного бензина.

Можно предположить, что цена на рынке у ПБФ невысокая, значительно ниже, чем у автомобильного бензина. Поэтому целесообразно для получения большей прибыли при традиционном ассортименте выпускаемой продукции увеличить количество дешевого составляющего компонента - ПБФ в дорогостоящем топливе.

В результате компаундирования бензина при увеличении доли ПБФ и прочих неизменных составляющих октановая характеристика товарной продукции снизится, так как прямогонный бензин имеет невысокое октановое число - 50-60 пунктов, определенное по моторному методу. Поэтому в составе топлива необходимо будет увеличить долю высокооктанового компонента, что вызовет возрастание стоимости товарного продукта. Целесообразно рассмотреть второй вариант использования ПБФ: увеличение количества сырья процесса каталитического риформинга. Причем увеличить долю той фракции, которая приведет к повышению октанового числа катализата риформинга при незначительных изменениях технологических параметров процесса.

Эксплуатационные расходы в процессе каталитического риформинга складываются в основном из расходов на сырье, пар, воду и электроэнергию, на замену катализатора, рабочую силу, из расходов по уходу за оборудованием и на его ремонт и, наконец, на амортизацию. Основные эксплуатационные расходы при выпуске бензина с октановым числом 93 по исследовательскому методу распределяются примерно следующим образом: исходное сырье 80-85 %, энергетические расходы 8-11 % и замена (расход) катализатора около 8 %. Распределение капиталовложений следующее: около 68 % на оборудование и до 32 % на загруженный в систему катализатор.

Анализ в условиях США основных факторов при выборе схемы каталитического риформинга для выпуска бензина с октановым числом 93 по исследовательскому методу показал, что минимальные капиталовложения требуются для процесса без регенерации катализатора; минимальные эксплуатационные расходы получены при проведении регенерации в резервном реакторе в процессе ультраформинга.

По другим данным, при выпуске бензина с октановым числом 95-100 по исследовательскому методу в процессе без регенерации стоимость катализатора, вследствие необходимости его замены, резко увеличивается по мере повышения октанового числа выпускаемого риформинг бензина. Особенно сильно это сказывается в случае переработки сырья с высоким содержанием парафиновых углеводородов. Применение регенерируемого катализатора непосредственно в установках каталитического риформинга позволило значительно снизить затраты при получении высокооктановых бензинов.

Применение высокооктановых бензинов способствует не только повышению топливной экономичности, но и снижению металлоемкости двигателя, увеличению его мощности и длительности межремонтного пробега автомобиля. Поэтому экономически целесообразно развивать производство автомобильных бензинов в направлении повышения их качества путем внедрения высокоэффективных вторичных процессов, в том числе и процесса каталитического риформинга. Это позволит более эффективно использовать нефтяные ресурсы.



4. Технологическая схема установки

Сырье - фракция 85 - 180 °С поступает с низа колонны К-201 после охлаждения в теплообменнике Т-203 через фильтры Ф-201, Ф-202 поступает на прием сырьевых насосов блока риформинга Н-208, 209 и подается в тройники смешения, расход регулируется регулятором поз. 3-211 (ЛП, ГО1) с коррекцией по уровню в колонне К-201 поз.4-209. Температура стабильного гидрогенизата из К-201 контролируется прибором поз. 1-263.

Подача водородсодержащего газа в тройник смешения производится компрессором ЦК-201, расход регистрируется прибором поз. 3-206 и регулируется изменением частоты вращения ротора компрессора за счет изменения расхода пара на привод (паровую турбину) компрессора.

Газосырьевая смесь риформинга проходит двумя параллельными потоками теплообменники Т-204/1-4 и Т-205/1-4, нагревается встречным потоком из реактора Р-204.

Газосырьевая смесь поступает в печь П-203/1, проходит последовательно камеру конвекции П-203 28-ю параллельными потоками, первую камеру радиации печи П-203/1 33-мя параллельными потоками и вторую камеру радиации печи П-203/1 33-мя параллельными потоками.

Температура до и после теплообменников Т-204/1-4 и Т-205/1-4 контролируется прибором поз.1-263.

Температура входа в камеру конвекции и выхода контролируется прибором поз.1-257.

Температура стенки труб змеевика на выходе из конвекционной камеры контролируется прибором поз.1-254 (28 шт.).

Температура на входе продукта в первую камеру П-203/I регистрируется прибором поз.1-257. Температура дымовых газов на перевале первой камеры регулируется прибором поз.1-234 с коррекцией по температуре продукта на выходе из 1-й камеры П-203/I прибором поз.1-229. Клапан поз.1-234 установлен на линии топливного газа к форсункам первой камеры.

Температура дымовых газов на перевале второй камеры печи П-203/I регулируется регулятором температуры поз.1-235 с коррекцией по температуре продукта на выходе из второй камеры П-203/I поз.1-230. Клапан-регулятор поз.1-235 установлен на линии топливного газа к форсункам 2-ой камеры П-203/I.

Осуществляется контроль температуры стенки всех труб по потокам на выходе из 1-ой камеры и на выходе из 2-ой камеры термопарами поз.1-249.

На выходе из второй камеры, кроме того, прибором поз.1-249 (4 точки) регистрируется температура продукта по потокам.

Нагретая в печи П-203/1 смесь гидрогенизата и водородсодержащего газа поступает в первый реактор риформинга Р-202.

Температура в реакторе Р-202 контролируется по высоте двумя многозонными термопарами. Температура наружных стенок реактора контролируется прибором поз.1-264 (19 точек), температура на выходе из реактора контролируется прибором поз.1-246Б.

Давление на выходе из реактора Р-202 контролируется прибором поз.2-228/1,перепад в реакторе замеряется прибором поз.2-225. Реактор оборудован пробоотборником катализатора ПКР-302.

Далее газопродуктовая смесь после реактора Р-202 нагревается во второй ступени печи (П-203/2) и поступает в реактор риформинга Р-203.

Вторая ступень печи (П-203/2) двухкамерная. Газосырьевая смесь проходит 33 - параллельными потоками 1-ю камеру и 33 потоками вторую.

Температура на входе в 1-ю камеру П-203/2 регистрируется прибором поз.1-246.

Температура дымовых газов на перевале регулируется регулятором температуры поз.1-236 с коррекцией по температуре продукта на выходе из 1-ой камеры поз. 1-231. Клапан-регулятор температуры установлен на линии топливного газа к форсункам 1-ой камеры П-203.

Температура дымовых газов на перевале 2-ой камеры П-203/2 регулируется регулятором температуры поз. 1-237 с коррекцией по температуре продукта на выходе из второй камеры прибором поз.1-232.

Клапан-регулятор установлен на линии топливного газа к форсункам 2-ой камеры.

Температура стенки всех труб по потокам контролируется на выходе из 1-ой и П-ой камеры печи П-203/2 термопарами поз.1-247.

Дополнительно на выходе из второй камеры регистрируется температура продукта по потокам прибора поз.1-248 (4 точки).

Температура внутри реактора Р-203 по высоте контролируется тремя многозонными термопарами, показания выведены на прибор поз. 1-263. Температура наружных стенок реакторов контролируется прибором поз.1-264 (14 точек). Давление на выходе из реактора контролируется прибором поз.2-228-2, контролируется также перепад давления в реакторе Р-203 прибором поз.2-227-2.

После реактора Р-203 газопродуктовая смесь нагревается в секции печи (П-203/3) и поступает в реактор третьей ступени риформинга Р-204.

Температура продукта на входе в печь П-203/3 регистрируется прибором поз.1-246.

Температура дымовых газов на перевале регулируется регулятором температуры поз.1-238 с коррекцией по температуре продукта на выходе из печи поз.1-233. Клапан-регулятор установлен на линии топливного газа к форсункам печи П-203/3.

Температура стенки всех труб на выходе из печи контролируется по потокам термопарами поз.1-249, дополнительно регистрируется температура продукта по потокам прибором поз.1-249 (8 точек).

Температура внутри реактора Р-204 по высоте контролируется двумя многозонными термопарами с выводом на прибор поз.1-263 на время пуска, температура на выходе из Р-204 контролируется прибором поз.1-246, температура наружных стенок реактора Р-204 контролируется 22 контактными термопарами с выводом на прибор поз.1-264.

Давление на выходе из реактора Р-204 регистрируется прибором поз.2-230, перепад давления контролируется прибором поз. 2-229.

Давление после реактора Р-204 регулируется регулятором давления поз.2-203, клапан которого установлен на линии сброса водородсодержащего газа с выкида компрессора ЦК-201 в систему предварительной гидроочистки риформинга. Реактор Р-204 оборудован пробоотборником катализатора ПКР-302.

Газопродуктовая смесь из реактора Р-204 проходит двумя параллельными потоками теплообменники Т-204/1-4, Т-205/4-1, где отдает тепло газосырьевой смеси риформинга, затем охлаждается в аппаратах воздушного охлаждения Х-203/1-6, окончательно охлаждается в водяном холодильнике Х-204 и поступает на сепарацию в сепаратор высокого давления С-202.

В сепараторе происходит отделение водородсодержащего газа от нестабильного катализата.

Уровень в сепараторе С-202 регулируется прибором поз.4-206.

Водородсодержащий газ из сепаратора С-202, при повышенном содержании влаги в нем, поступает в один или два параллельно подключенных адсорбера К-203, К-204, в которых происходит осушка циркулирующего газа цеолитами.

При отключении одного из адсорберов на регенерацию необходимо часть водородсодержащего газа пропускать через байпас (для уменьшения гидравлического сопротивления). При отключении обоих адсорберов весь циркулирующий газ пропускается через байпас узла осушки.

При пониженном содержании влаги в циркулирующем газе необходимая влажность (20-40 ррт. об.) восстанавливается подкачкой турбинного конденсата насосом Н-235.

Влажность циркуляционного газа после осушки контролируется прибором поз.5-207.

Объединенный поток циркуляционного газа из адсорберов поступает в сепаратор С-208, откуда центробежным компрессором ЦК-201 подается в тройник смешения со стабильным гидрогенизатом. Часть ВСГ с приема ЦК-201 подается на установку производства водорода.

Избыточное количество водородсодержащего газа после компрессора ЦК-201 подается в тройник смешения блока гидроочистки риформинга.

Расход водородсодержащего газа в тройник смешения гидроочистки регистрируется прибором поз.3-227 (ЛП, ПП). Унесенный газом бензин собирается в сепараторе С-208 и через клапан-регулятора уровня в С-208 поз.4-204 выводится в сепаратор низкого давления С-207.

Нестабильный риформат из сепаратора С-202 выводится через клапан регулятора уровня поз. 4-206 в сепаратор С-207, где происходит разделение углеводородного газа и нестабильного катализата.

Углеводородный газ выводится в топливную сеть. Давление в сепараторе С-207 регулируется регулятором давления поз.2-204, клапан которого установлен на линии 322 вывода углеводородного газа в топливную сеть.

Расход углеводородного газа регистрируется прибором поз.3-225. Часть газа подается в емкость орошения Е-201 для поддержания постоянного давления в колонне К-201.

Нестабильный катализат поступает из сепаратора С-207 через теплообменники Т-206 в колонну К-202 на стабилизацию. Расход нестабильного катализата регулируется регулятором расхода поз.3-224 с коррекцией по уровню в сепараторе С-207 прибором поз.4-205.

Подача нестабильного катализата из сепаратора С-207 в колонну К-202 может осуществляться либо за счет разности давлений между сепаратором и колонной (самотеком), либо насосами Н-225, Н-225 А с низа С-207 через теплообменник Т-206.

Температура питания колонны К-202 регулируется регулятором температуры поз.1-202, трехходовой клапан которого установлена линии стабильного катализата после теплообменника Т-206.

В колонне К-202 происходит стабилизация катализата. Из верхней части стабилизационной колонны К-202 выводится газ стабилизации и пары "Нестабильной головки". После охлаждения и частичной конденсации в аппаратах воздушного охлаждения ХК-203Я,2 и водяного охлаждения ХК-204, смесь поступает в емкость орошения Е-202.

Газы стабилизации из емкости Е-202 выводятся в топливную сеть. Предусмотрен сброс газов стабилизации в факельную емкость Е-211 и в печь П-205 во время регенерации цеолитов в К-203,204.

Расход газа замеряется прибором поз.3-222.

Давление в колонне К-202 регулируется регулятором давления поз.2-206, клапан регулятора установлен на линии сброса газов из емкости Е-202.

Жидкая фаза из емкости Е-202 забирается насосами Н-210, 211 и подается в верхнюю часть колонны К-202 в качестве орошения. Количество орошения регулируется регулятором расхода поз.3-209, клапан регулятора установлен на линии орошения колонны К-202. Балансовое количество "нестабильной головки" через клапан регулятора уровня в емкости Е-202 поз.4-208 выводится в секцию 400 и замеряется расходомером поз.3-226.

Необходимое для стабилизации тепло вводится в колонну К-202 циркуляцией стабильного катализата через печь П-204 насосами Н-212, 213.

Расход циркулирующего катализата регулируется регулятором расхода поз.3-208, клапан регулятора установлен на выкиде Н-212, 213. Температура продукта на входе в конвекционную камеру П-204 контролируется прибором поз.1-263, на выходе из камеры радиации регистрируется по потокам прибором поз.1-250 (4 точки).

Температура дымовых газов на перевале П-204 регулируется регулятором температуры поз.1-226 с коррекцией по температуре продукта на 5-й тарелке К-202 прибором поз.1-225. Температура продукта на выходе из П-204 регистрируется прибором поз.1-250. Клапан-регулятор температуры установлен на линии топливного газа к форсункам П-204 прибор поз.1-226!

Стабильный катализат выводится из нижней части колонны К-202, через теплообменники Т-206, где отдает тепло нестабильному катализату охлаждается в воздушном холодильнике Х-205, водяных холодильниках Х-206, Х-206А и выводится с установки.

Расход стабильного катализата контролируется прибором поз. 3-229 после Х-206.

Уровень в стабилизационной колонне К-202 регулируется регулятором уровня поз.4-207, клапан которого установлен на линии стабильного катализата после Х-206. Температура стабильного катализата после Х-206А контролируется прибором поз. 1-206А, а показания выведены на прибор поз. 1-263.



5. Расчетная часть

5.1 Материальный баланс

Для составления материального баланса примем выход продуктов

Катализат риформинга 88,5 % (масс.)

Водород 1 % (масс.)

Пропан 5,5 % (масс.)

Жидкий бутан 5 % (масс.)

При составлении материального баланса циркулирующий газ не учитываем.

Найдем массовые расходы продуктов на выходе из реактора. Полученные данные сведем в таблицу 5.1

Таблица 5.1 Материальный баланс реактора