Тема 9 Каталитический риформинг бензиновых фракций

Характеристика процесса. Каталитический риформинг является одним из основных процессов получения высокооктановых бензинов. Применение платинового или биметаллического катализатора позволяет превращать сырьевые прямогонные бензиновые фракции в продукты, содержащие значительное количество ароматических углеводородов. Полученные ароматизированные фракции можно использовать не только как высокооктановые добавки, но и как сырье для дальнейшего извлечения индивидуальных ароматических углеводородов. В связи с этим существуют две разновидности каталитического риформинга, предназначенные для выработки либо компонента бензина, либо ароматического концентрата. Оба

варианта имеют практически одинаковую технологическую схему и отличаются только мощностью, размерами аппаратов, фракционным составом сырья и некоторыми другими незначительными параметрами.

Температурные пределы выкипания сырья для получения различных продуктов приведены ниже:

Получаемый продукт Пределы выкипания сырья, °С

Компонент бензина 85-180

Бензол 62-85

Толуол 85-120

Ксилолы 120-140

Процесс каталитического риформинга проводят преимущественно на неподвижном слое катализатора в токе циркулирующего водородсодержащего газа при температуре 470-540°С и давлении 1,4-3,5 МПа. Применяют таблетированные катализаторы: платиновый ПА-64 и платинорениевые серии КР (КР104, КР104А, и др.). Циркулирующий водородсодержащий газ должен содержать не менее 75 объемных процентов водорода.

Кратность циркуляции водородсодержащего газа составляет от 700 до

1500 м³ на 1 м³ сырья.

Материальный баланс процесса. Основным целевым продуктом каталитического риформинга является бензин-катализат. Одновременно образуется газ, содержащий водород и углеводороды. Количество кокса, откладывающегося на катализаторе, незначительно, и его в балансе не учитывают.

Средний выход продуктов риформинга характеризуют следующие данные:

Массовый выход, %

Бензин-катализат 75,0-90,0

Водород 0,8-1,8

Пропан 5,1-12,0

Бутаны 3,6-9,7

Расчетные методы определения выхода продуктов риформинга отсутствуют. Приближенно выход бензина можно определить по графикам (рис. 5.1, 5.2) в зависимости от углеводородного состава сырья.

Рисунок 5.1 – Зависимость выхода бензина риформинга от углеводородного состава сырья (фракция 105-180°С): 1 – октановое число 75; 2 – октановое число 80 (по моторному методу)

Рисунок 5.2 – Зависимость выхода бензина каталитического риформинга с октановым числом 95 (по исследовательскому методу) от углеводородного состава сырья: 1 – фракция 85-180°С; 2 – фр а кция 105-180°

Тепловой баланс процесса. Процесс каталитического риформинга протекает с большим поглощением теплоты, что требует ее промежуточного подвода. В связи с этом весь реакционный объем делится на несколько обособленных зон или ступеней. Чаще всего применяется трехступенчатая система, состоящая из трех последовательно соединенных реакторов. Иногда на последней ступени вместо одного устанавливают два параллельно работающих реактора. Тепловой баланс обычно составляют для каждого реактора или ступени, чтобы определить температуру газопродуктовой смеси на выходе.

Тепловой баланс, например, для первого реактора можно записать в виде

(5.9)

где G_с – массовый расход сырья, кг/с; - энтальпия паров сырья при температурах на входе (t₁) и выходе (t₂) из реактора, Дж/кг; G_ц.г – массовый расход циркулирующего водородсодержащего газа, кг/с; с_в.г – средняя теплоемкость водородсодержащего газа, Дж/(кг·К); γ - глубина превращения сырья в реакторе, массовые доли; x_i, - массовые доли и энтальпии отдельных компонентов продуктов реакции; - тепловой эффект реакции, Дж/кг.

Средняя теплоемкость циркулирующего водородсодержащего газа определяется по правилу аддитивности. Для упрощения расчетов можно не учитывать влияние давления и температуры на теплоемкость. Наибольшая глубина превращения наблюдается в первом реакторе, во втором и третьем она существенно ниже.

Подсчитывая сумму под компонентами продуктов реакции понимают сухой газ, пропан-бутановую фракцию и бензин-катализат. Энтальпию сухого газа определяют по его средней теплоемкости. Удельный тепловой эффект процесса зависит от углеводородного состава сырья. Для нафтенового сырья он находится в пределах от 410 до 585 кДж/кг, для парафинового – от 210 до 295 кДж/кг сырья.

Температуру продуктовой смеси на выходе из реактора обычно определяют методом подбора, т.е. последовательно задают различными значениями температур и решают уравнение (5.9) до тех пор, пока приходная

и расходная части теплового баланса не будут равны.

Определение геометрических размеров реакторов риформинга.

Реакторы каталитического риформинга работают последовательно, промежуточный подвод сырья и отвод продуктов реакции отсутствует. Через

все реакторы проходит одинаковое количество сырья и циркулирующего

водородсодержащего газа. Исходя из этого, придерживаются следующей

последовательности расчета.

1. Находят объем катализатора (Vк.р., м3) в реакторе по формуле (5.6):

V_к.р=G_c/ ρ _cw.

Объемная скорость подачи сырья может изменяться в широких пре-

делах от 1 до 5 ч-1.

2. Определяют суммарный объемный расход смеси сырья и цирку-

лирующего газа (, м³/с)

где - объемный расход паров сырья, найденный по формуле (3.11), м³/с;

- объемный расход циркулирующего водородсодержащего газа, м³/с.

3. Определяют площадь сечения (S, м²) реактора по формуле S= /v, где v – скорость движения смеси, м/с.

Линейная скорость движения смеси в реакторах риформинга обычно лежит в пределах 0,3-0,5 м/с на полное сечение аппарата.

4. По известной площади сечения находят диаметр реактора.

5. Подсчитывают суммарную высоту (h_к, м) слоя катализатора, находящегося во всех реакторах: h_к=V_к.р./S.

На промышленных установках катализатор обычно распределяют между реакторами в соотношении 1:2:4, т.е. в первом реакторе находится 15%, во втором – 30% и в третьем – 55% всего объема катализатора. Если размеры реакторов принимают одинаковыми, дальнейший расчет ведут по третьему самому нагруженному реактору. в этом случае высота катализатора в нем () определится так: = 0,55h_к.

Общая высота реактора (Н, м) включает высоту его цилиндрической части (высота слоя катализатора, увеличенная в 1,5 раза) и двух полушаровых днищ:

H=1,5 +D (5.10)

где D – диаметр реактора, м.

Высота первого и второго реакторов принимается равной высоте третьего.

Если реакторы установки имеют неодинаковые размеры, высоту каждого из них определяют по вышеприведенным формулам исходя из объема находящегося в нем катализатора.