РЕФЕРАТ. Разработка математической модели реактора каталитического крекинга
 Скачать 1.86 Mb.
|
|
3.6 Разработка модели реактора каталитического крекинга и её программная реализация По результатам расчетов, подтверждающих гидродинамический режим идеального вытеснения, была разработана квазигомогенная модель реактора каталитического крекинга, которая состоит из кинетической и гидродинамиче- ской составляющих (3.1) и уравнения теплового баланса (3.2), учитывающего теплообмен между газосырьевой смесью и катализатором. Разработанная модель реактора позволяет рассчитывать выход продук- тов с установки КТ-1/1, групповой и индивидуальный состав бензина, а также октановое число по моторному и исследовательскому методам. Программная реализация модели выполнена в среде программирования Delphi 7.0. Главное диалоговое окно программы представлено на рисунке 3.3. Рисунок 3.3 – Главное диалоговое окно программы расчета реактора каталити- ческого крекинга 51 3.7 Разработка модели колонны разделения продуктов каталитиче- ского крекинга в HYSYS Ректификация – это процесс разделения жидких смесей, который сво- дится к одновременно протекающим и многократно повторяемым процессам частичного испарения и конденсации разделяемой смеси на поверхности кон- такта фаз [46]. Основная ректификационная колонна установки каталитического кре- кинга предназначена для разделения продуктов реакции, поступающих непо- средственно из реактора, на несколько фракций — газ, легкий бензин, легкий газойль, тяжелый газойль и остаток. Каталитические газойли имеют более ши- рокий фракционный состав, нежели продукты атмосферной колонны. Так, лег- кий газойль по своему составу примерно равен смеси легкого и тяжелого ди- зельных топлив. Газ и бензин уходят сверху колонны, каталитические газойли получают в виде боковых погонов, отбираемых из отпарных секций. В верху колонны устанавливается конденсатор-холодильник для парциальной конденсации паров верхнего продукта; по высоте колонна имеет несколько циркуляционных оро- шений, одно из них расположено вверху колонны. Расчет тарельчатой колонны ректификации продуктов каталитического крекинга проводился и использованием программного продукта Aspen HYSYS. Данная система широко используется в мире для выполнения проектных расчетов. Особенностью является схемная иерархия. Алгоритм расчёта состоит из нескольких основных этапов, для каждого из которых предусмотрена своя среда: 1. Выбор уравнений для расчёта свойств осуществляется через среду «Диспетчер базиса». Пользователю необходимо выбрать модели и корре- ляции, по которым рассчитываются различные (физические, термодина- мические) свойства веществ, материальных и тепловых потоков, и множе- ство самих веществ. 52 2. Характеристика нефти осуществляется через одноимённую среду. С её помощью вводятся имеющиеся данные о нефти и осуществляется ее разбиение на псевдокомпоненты, после чего введенные сведения переда- ются на следующий этап. 3. Создание и расчёт технологической схемы осуществляется через «Расчётную среду». Это редактор технологических схем и интерфейс для расчёта. На этом этапе доступен вывод результатов расчёта в виде табли- цы, содержание которой определяется пользователем. В ходе работы была разработана колонна ректификации продуктов ката- литического крекинга (рис.3.4) с числом тарелок 31, диаметром колонны 5,5 м и колпачковым типом тарелок. Рисунок 3.4 – Создание колонны Для проведения расчета был выбран ряд спецификаций. При выборе спецификаций число степеней свободы должно быть равным 0. Расчёт ведётся до тех пор, пока введенные значения для активных спецификаций не совпадут с рассчитанными в HYSYS. 53 В результате моделирования создана обвязанная потоками колонна с не- которыми спецификациями (расход бензина, легкого газойля, расход ВЦО, температура ВЦО, температура низа колонны). Результат представлен на ри- сунке 3.5. Технологическая схема представлена на рис.3.6. Рисунок 3.5 – Выбор спецификаций Рисунок 3.6 – Технологическая схема 54 Разработанная модель колонны разделения продуктов каталитического крекинга позволяет рассчитывать выход продуктов после разделения газопро- дуктовой смеси в ректификационной колонне и производить подбор техноло- гического режима блока ректификации установки каталитического крекинга. 3.8 Проверка разработанной модели реактора и колонны разделе- ния на адекватность Модель реактора каталитического крекинга была проверена на адекват- ность. Проверка выполнена при сравнении выходов продуктов с установки и групповых составов бензиновой фракции (табл.3.6). Таблица 3.6 – Сравнение расчётных значений по групповому составу продуктов после реактора Компонент Содержание, % мас Эксперимент Расчет Погрешность Абсолютная Относительная, % Парафины ВМ 2,49 2,34 0,15 6,02 Парафины СрМ 2,33 2,49 0,16 6,87 Изопарафины 17,8 18,34 0,54 3,03 Олефины 11,71 11,26 0,45 3,84 Газ 16,46 16,17 0,29 1,76 Нафтены 6,56 6,21 0,35 5,34 Моноароматические углеводородны 20,45 19,53 0,92 4,50 Нафтены ВМ 1,85 1,83 0,02 1,08 Ароматика ВМ 15,41 15,56 0,15 0,97 Смолы 0,93 0,89 0,04 4,30 Кокс 4,28 4,53 0,25 5,84 Абсолютная погрешность расчета содержания групп углеводородов не превышает 7 %, следовательно, модель реактора каталитического крекинга яв- ляется адекватной и может применяться для прогнозных расчетов и оптимиза- ции процесса КК. Проверка на адекватность модели колонны разделения про- дуктов КК проводилась при сравнении экспериментальных и расчетных данных 55 расходов продуктовых потоков блока ректификации. Результаты приведены в табл.3.7. Таблица 3.7 – Сравнение расчётных значений по выходу продуктов колонны разделения с экспериментальными, Δ- погрешность абсолютная, % - погреш- ность относительная, % Поток установки, т/ч Эксп. Расчет Δ % Бензин 158,40 157,18 1,22 0,77 Легкий газойль 31,07 31,09 0,01 0,05 Тяжелый газойль 25,26 25,29 0,03 0,11 Жирный газ 45,03 46,21 1,18 2,62 Полученные результаты свидетельствуют о том, что модель колонны разделения продуктов КК может применяться для проведения расчетов выхо- дов продуктов процесса КК. 3.9 Оценка влияния технологических параметров на выход про- дуктов процесса каталитического крекинга Разработанная модель реактора каталитического крекинга позволяет в зависимости таких важных технологических параметров, как температура ката- лизатора после регенерации, кратность циркуляции катализатора, а так же со- став сырья прогнозировать состав и выход светлых нефтяных фракций, являю- щихся продуктами установки КТ-1/1, значение октанового числа бензина КК и температуры процесса. Влияние температуры На разработанной модели в ходе исследований были проведены расчеты по исследованию влияния температуры катализатора после регенерации на вы- ход и состав продуктов крекинга. Технологические параметры процесса и со- став сырья при которых проводился расчет, представлены в таблицах 3.8, 3.9. Расчеты проводились с изменением температуры катализатора в интер- вале 630–730 С, что соответствует регламентным значениям установки. Крат- ность циркуляции катализатора была постоянной. 56 Таблица 3.8 – Параметры технологического режима реактора каталитического крекинга и состав сырья Технологический режим Параметры процесса Значение Расход сырья на установку, м 3 /ч 378,22 Плотность г/см 3 0,9044 Температура сырья на входе реактор, °С 303,7 Расход водяного пара на распыл сырья, кг/ч 2400 Расход пара в захватное устройство лифт-реактора, кг/ч 5498 Температура водяного пара 294 Температура регенерированного катализатора, °С 690,4 Кратность циркуляции катализатора 5,56 Давление, кгс/см 2 1,438 Соотношение катализатор:сырье 5,56 Состав сырья Парафины ВМ 44,95 Нафтены ВМ 20,45 Ароматика ВМ 31,10 Таблица 3.9 – Основные технологические параметры работы колонны разделе- ния Параметр Значение Температура верха колонны, ◦С 136,00 Давление верха колонны, МПа 0,96 Температура низа в колонне, ◦С 340,85 Расход водяного пара в отпарную колонну, кг/ч 550,00 Температура низа отпарной колонны, ◦С 197,39 Температура острого орошения на входе в колонну, ◦С 37,10 Температура на 5-ой тарелке, ◦С 148,65 Температура паров на 28-й тарелке в колонне, ◦С 237,39 Результаты исследований приведены на рисунке 3.7. Из зависимости, показанной на рисунке 3.7 следует, что увеличение температуры катализатора после регенерации с 630 до 730 °С приведет к увеличению температуры про- цесса на 57,8 °С (с 486,6 до 544,4 °С). 57 Рисунок 3.7 – Зависимость температуры процесса от температуры реге- нерированного катализатора. С ростом температуры катализатора после регенерации увеличивается степень конверсии сырья КК с 44,9 до 94,7 % мас. (рисунок 3.8). Рисунок 3.8 – Зависимость конверсии сырья от температуры катализа- тора после регенерации При повышении температуры катализатора после регенерации до 710 °С выход бензина КК увеличивается до 59,41% мас. (рис.3.9), при дальнейшем повышении температуры катализатора выход бензина снижается в следствии 58 увеличения скоростей вторичных реакций, при которых бензиновая фракция крекируется с образованием газообразных продуктов. При этом октановое число бензиновой фракции увеличивается (рис. 3.10) в следствии роста числа ароматических углеводородов в бензиновой фракции, обладающих высоким октановым числом. Рисунок 3.9 – Зависимость выхода и октанового числа бензиновой фракции от температуры катализатора после регенерации Рисунок 3.10 – Зависимость октанового числа бензина от содержания ароматических углеводородов в бензиновой фракции С ростом температуры регенерированного катализатора возрастает и выход газа КК с 4,05 % мас. (при температуре процесса 486 °С) до 28,8 % мас. (при 544,4°С) (рис.3.11) в результате увеличения скоростей вторичных реакций, 59 протекающих при высоких температурах. При этом снижается выход легкого и тяжелого газойля (рис.3.12). Рисунок 3.11 - Зависимость выхода жирного газа от температуры регенериро- ванного катализатора Рисунок 3.12 – Зависимость выхода легкого и тяжелого газойля от тем- пературы регенерированного катализатора Скорость реакций образования кокса с ростом температуры возрастает, поэтому при повышении температуры катализатора после регенерации увели- чивается выход кокса с 2,42 до 4,99 % мас. (рис.3.13), при этом концентрация кокса на катализаторе крекинга так же растет (рис.3.14). 60 Рисунок 3.13 – Зависимость выхода кокса от температуры регенериро- ванного катализатора Рисунок 3.14 – Зависимость концентрации кокса на катализаторе крекин- га от температуры регенерированного катализатора По результатам проведенных исследований установлено, что увеличение температуры регенерированного катализатора с 630 до 730 °С при постоянном соотношении катализатор:сырье 5,56, способствует повышению температуры процесса с 486,6 до 544,4 °С, при этом увеличивается конверсия сырья с 44,9 до 94,6 % мас. Выход бензиновой фракции проходит через максимум и достигает максимального значения при температуре катализатора 710 °С. Поэтому необходима оптимизация технологического режима с целью по- лучения максимального выхода бензиновой фракции. Так при высокой входной температуре регенерированного катализатора добиться снижения температуры процесса можно путем снижения кратности циркуляции катализатора крекинга. 61 Влияние кратности циркуляции катализатора Помимо температуры катализатора после регенерации, состава сырья и количества кокса на катализаторе на тепловой баланс реактора КК существен- ное влияние оказывает кратность циркуляции катализатора, поступающего по- сле регенерации в реактор. Расчеты по влиянию кратности циркуляции катализатора на показатели процесса КК проведены при технологических параметрах и составе сырья, при- веденным в табл. 3.8, 3.9. При этом кратность циркуляции изменялась в преде- лах от 5 до 8, а температура катализатора после регенерации была постоянной. С ростом кратности циркуляции катализатора значительно возрастает температура процесса, ввиду увеличения расхода теплоносителя, поступающе- го в реактор. В связи с этим при увеличении кратности циркуляции от 5 до 8 возрастает равновесная температура сырья и катализатора (с 515,6 до 547,3 °С), что следует из рис. 3.15. Рисунок 3.15– Зависимость равновесной температуры и температуры процесса от кратности циркуляции катализатора С увеличением температуры процесса увеличивается конверсия сырья. При увеличении кратности циркуляции катализатора с 5 до 7 выход бензиновой фракции возрастает с 55,5,81 % мас. до 59,98 % мас., при дальнейшем увеличе- нии кратности выход бензина понижается до 59,39 % мас. (рис.3.16), изменение 62 октанового числа в результате увеличения кратности циркуляции катализатора отображено на рис.3.17. Рисунок 3.16 – Зависимость выхода бензиновой фракции от кратности циркуляции катализатора Рисунок 3.17 – Зависимость октанового числа бензина от кратности цир- куляции катализатора Выход газа и кокса при этом постоянно увеличиваются (рисунок 3.18, 3.19) вследствие протекания вторичных реакций крекинга с образованием газо- образных продуктов и реакций поликонденсации и перераспределения водоро- да. При понижении кратности циркуляции катализатора количество кокса на катализаторе и глубина превращения сырья снижаются. 63 Рисунок 3.18 – Зависимость выхода жирного газа от кратности циркуля- ции катализатора Рисунок 3.19 – Зависимость выхода кокса от кратности циркуляции ката- лизатора При этом при увеличении кратности циркуляции катализатора содержа- ние кокса на катализаторе крекинга уменьшается с 0,79 до 0,62 % мас., несмот- ря на увеличение выхода кокса с 3,97 до 4,98 % мас. Это происходит по при- чине увеличения расхода катализатора в реактор. В результате исследования влияние кратности циркуляции катализатора было установлено, что кратность циркуляции катализатора определяющим об- разом влияет на показатели процесса КК. Так при увеличении кратности цир- куляции катализатора крекинга с 5 до 8, увеличивается температура процесса с 515,6 до 547,3 °С, что приводит к расту конверсии сырья, при этом выход бен- зина проходит через максимум, наибольший выход бензиновой фракции отме- чен при поддержании кратности циркуляции катализатора на уровне 7. 64 Влияние состава сырья на показатели процесса каталитического кре- кинга Для оценки влияния группового состава вакуумного дистиллята на групповой состав бензиновой фракции, октановое число бензина и выходы не- стабильного бензина, легкого и тяжелого газойля, жирного газа и кокса прове- дены расчеты с использованием разработанной математической модели реакто- ра лифт-реактора каталитического крекинга. При проведении расчетов техно- логические параметры поддерживались на постоянном уровне и соответствова- ли данным, представленным таблице 3.10. Таблица 3.10 – Параметры технологического режима реактора каталитического крекинга Параметры процесса Значение Расход сырья на установку, м 3 /ч 378,22 Плотность г/см 3 0,9044 Температура сырья на входе реактор, °С 303,7 Расход водяного пара на распыл сырья, кг/ч 2400 Расход пара в захватное устройство лифт-реактора, кг/ч 5498 Температура водяного пара 294 Температура регенерированного катализатора, °С 690,4 Кратность циркуляции катализатора 5,56 Давление, кгс/см 2 1,438 Для расчета были выбраны 4 типа сырья (таблица 3.11). Составы сырья подобраны таким образом, чтобы возможно было оценить влияние различных групп углеводородов на показатели процесса каталитического крекинга. Таблица 3.11 – Состав сырья для расчета по модели, % мас Групповой состав сырья 1 2 3 4 Парафиновые углеводороды, % мас 43,23 40,45 44,72 49,00 Нафтеновые углеводороды, % мас 23,50 18,40 20,34 23,50 Ароматические углеводороды, % мас 29,91 38,00 30,94 24,40 Смолы, % мас 3,37 3,15 4,00 3,10 Полученные результаты расчета по модели позволили проследить влия- ние групп углеводородов (парафины, нафтены, ароматические углеводороды и 65 смолы) на показатели процесса и рекомендовать оптимальные температурные условия эксплуатации лифт-реактора установки каталитического крекинга в за- висимости от состава перерабатываемого сырья. Результаты расчета представлены в виде диаграмм на рисунках 3.20, 3.21. Парафино-нафтеновое сырье Сырье с высоким содержанием ароматических углеводородов Рисунок 3.20 – Влияние состава сырья на выход бензиновой и дизельной фрак- ций вакуумного дистиллята Так, при работе на сырье с высоким содержанием высокомолекулярных парафинов и нафтенов (сырье 1 и 4), выход нестабильного бензина наибольший (59,2 и 60,8 %), бензин, при этом, характеризуется высоким октановым числом по моторному методу 83 и 84,5. Выход газообразных продуктов высокий (16,4 и 16,8 %), а количество легкого и тяжелого газойля, относительно других типов сырья, низкое (11,2 и 10,4 %). При высокой концентрации ароматических углеводородов (38,0 % мас) и смол (4,0 % мас) в сырье каталитического крекинга (сырье 2,3), выход бензи- на ниже (57,2 и 58,5 %) и ниже значение октанового числа бензина по мотор- ному методу (82 - 88,5), относительно других типов сырья. Кроме того, при ра- боте на таком сырье наблюдается низкий выход газообразных продуктов (15,9 и 16,2%), высокий выход легкого (12,3 и 11,3 %) и тяжелого (10,0 и 9,2 %) газой- ля и кокса (4,5 и 4,8%). Вы хо д ди зель но й ф р а кц и и , % 66 Рисунок 3.21 – Влияние состава сырья на выход легкого, тяжелого га- зойля, газа и кокса Таким образом, сырье с высоким содержанием парафиновых углеводо- родов способствует увеличению выхода бензиновой фракции и ее октанового числа за счет протекания реакций крекинга и изомеризации парафиновых угле- водородов, перераспределения водорода и деалкилирования высокомолекуляр- ных нафтенов (сырье 1,4 на рисунке 3.20). В то же время, важно оптимизиро- вать скорость переноса водорода, поскольку она способствует образованию ароматических углеводородов и, соответственно, кокса. При высокой концентрации ароматических углеводородов и смол в сы- рье каталитического крекинга наблюдается высокий выход легкого и тяжелого газойлей, а также повышенный выход кокса, относительно других типов сырья, что может привести к несбалансированному температурному режиму, низкому выходу бензиновой фракции и газа, богатого пропан-пропиленовой и бутан- бутиленовой фракций и, как следствие, не эффективной работе реакторного блока (сырье 2,3 на рисунке 3.21). 67 Влияние расхода шлама на показатели процесса Конверсия исходного сырья, выход и качество целевых продуктов опре- деляются не только свойствами сырья и катализатора, условиями, типом реак- ционной системы, но и количеством и качеством рециркулирующих фракций. На секции 200 установки КТ-1/1 организован возврат части шлама (не более 10 м 3 /ч) из колонны разделения в среднюю часть лифт-реактора. Шлам содержит в своем составе высокую долю полициклических ароматических уг- леводородов, что приводит к потере активности катализатора крекинга и сни- жению скорости вторичных реакций. Благоприятным сырьем для получения высокого выхода бензиновой фракции и газа является сырье с высоким содержанием парафиновых и нафте- новых углеводородов, при переработке такого сырья выход кокса существенно ниже, чем при переработке сырья с высоким содержанием ароматических угле- водородов. При этом количество образующегося кокса определяет тепло, выде- ляющееся при выжиге кокса с поверхности катализатора, а соответственно и тепловой режим системы «лифт-реактор – регенератор». Так, при работе на сырье № 4 наблюдается низкое содержание кокса (3,6 %), поэтому при прохождении следующего цикла температура катализатора на выходе из регенератора будет ниже, как следствие этого ниже будет и конвер- сия сырья. Вместе с тем, при работе на сырье, характеризующимся повышен- ным содержанием смол (4,0 % мас) выход кокса составил 4,8 %. Данный процесс можно регулировать изменением кратности циркуля- ции катализатора, увеличением расхода циркулирующего тяжелого остатка, увеличением нагрузки по коксу, а также подъемом температуры сырья на входе в лифт-реактор. На рисунке 3.22 представлена зависимость изменения количества кокса в реакторе от температурного режима реактора для двух типов сырья. Сырье № 4 характеризуется высоким содержанием парафиновых и нафтеновых углево- 68 дородов, сырье №3 высоким содержанием фракции ароматических углеводоро- дов и смол Рисунок 3.22 – Влияние состава сырья на выход бензиновой и дизельной фракций вакуумного дистиллята Повышение температуры в процессе каталитического крекинга для сы- рья № 4 до 535 °С обеспечивает незначительное увеличение количества кокса до 3,9 %. В данном случае рекомендацией является увеличение расхода цирку- лирующего тяжелого остатка с целью увеличения коксовой нагрузки в лифт- реакторе каталитического крекинга и регенераторе. Согласно рисунку 3.23, поддержание расхода тяжелого остатка в лифт- реактор на уровне 10 м 3 /ч обеспечивает увеличение количества кокса в лифт- реакторе вследствие протекания реакций поликонденсации с участием тяжелых углеводородов (ароматические углеводороды и смолы). При увеличении темпе- ратуры процесса с 521,4 °С до 530,0 °С количество кокса в процессе каталити- ческого крекинга возрастает с 3,6 % до 4,2 %. Таким образом при поддержании расхода тяжелого остатка в лифт- реактор на уровне 10 м 3 /ч и организации температуры процесса на уровне 525 °С (поддержание кратности циркуляции катализатора на уровне 5,7) будет наблюдаться увеличение концентрации кокса до 4,0 % и повышение выхода высокооктанового бензина (рисунок 3.24) с 60,1 до 62,7 % (октановое число 69 бензина по моторному методу – 87 п.), при этом выход жирного газа, богатого пропан-пропиленовой и бутан-бутиленовой фракцией составит 18,3 % на сырье. Рисунок 3.23 – Зависимость выхода кокса от температуры процесса каталити- ческого крекинга Рисунок 3.24 – Зависимость выхода бензина от температуры процесса катали- тического крекинга |