Главная  Переработка нефти и газа 

Скачать эту книгу

0 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 24 25 26 27 28 29 30 31 32 33 34 35 36 37 38 39 40 41 42 43 44 45 46 47 48 49 50 51 52 53 54 55 56 57 58 59 60 61 62 63 64 65 66 67 68 69 70 71 72 73 74 75 76 77 78 79 80 81 82 83 84 85 86 87 88 89 90 91 92 93 94 95 96 97 98 99 100 101 102 103 104 105 106 107 108 109 110 111 112 113 114 115 116 117 118 119 120 121 122 123 124 125 126 127 128 129 130 131 132 133 134 135 136 137 138 139 140 141 142 143 144 145 146 147 148 149 150 151 152 153 154 155 156 157 158 159 160 161 162 163 164 165 166 167 168 169 170 171 172 173 174 175 176 177 178 179 180 181 182 183 184 185 186 187 188 189 190 191 192 193 194 195 196 197 198 199 200 201 202 203 204 205 206 207 208 [ 209 ] 210 211 212 213 214 215 216 217 218 219 220 221 222 223 224 225

вия: соотношение числа молей изобутана к бутиленам 10:1; расход изобутана при образовании алкилата 1 моль на 1 моль бутилена, выход алкилата 1 моль на 1 моль бутилена. Блок-схема потоков для этого примера приведена на рис. XXIII-4. Цифры на линиях потоков соответствуют числам молей.

Согласно этой схеме на первую ступень алкилирования поступает 10 молей изобутана и 1 моль бутиленов, а в результате реакции образуется 1 моль алкилата и остается 9 молей непрореагировавшего изобутана, поэтому для сохранения соотношения изобутан - бутилены, равного 10:1, на вторую ступень подается 0,9 молей бутиленов.

На этой ступени образуется 0,9 молей алкилата, а общее количество алкилата, отходящего со второй ступени, равно 1,9. Аналогичные условия осуществлены и на третьей ступени.

Для наглядности на приведенной схеме потоки алкилата и изобутана условно представлены раздельно; в действительности эти потоки образуют раствор.

Из приведенных на схеме данных следует, что, обеспечивая на каждой ступени требуемое соотношение изобутана к бутиленам 10 : 1 при трех ступенях, в целом по установке получим, что общее число молей бутиленов, вовлеченных в реакцию, составит

1 -(- 0,9 -(- 0,8 =2,7,

а соотношение изобутан-бутилены

10 : 2,7 = 3,7.

При расчете реакционных устройств материальный баланс процесса может быть составлен, если известны уравнения протекающих химических реакций и могут быть обоснованно приняты коэффициенты избытка участвующих в реакции компонентов (реагентов).

Так, например, материальный баланс регенератора установки каталитического крекинга составляется на основе данных по количеству и составу выжигаемого с катализатора кокса, учитывая, что известны реакции горения составных частей кокса (углерод, водород, сера) и коэффициент избытка воздуха. Однако в большинстве случаев при химической переработке нефтяного сырья происходят сложные химические превращения и поэтому материальные балансы надежно могут быть составлены только на основе экспериментальных данных, полученных на промышленных или опытных установках.

Как уже отмечалось ранее, результаты подобных экспериментальных данных применительно к данному сырью и катализатору могут быть представлены в виде кинетических кривых (см. рис. XXIII-2) или эмпирических уравнений.

На основе обобщения данных о работе промышленных установок для некоторых химических процессов переработки нефтяного сырья были

/ 2,7

III 1,0

I 7,3

III 1,9

I 8,1

III 2,7

9 у,8

III 2,7

Рис. XXIII-4. Блок-схема потоков для примера трехступенчатого алкилирования изобутана бутилеиами:

Р - реакционная зона; К - колонна для отделения изобутана от алкилата. Потоки: / - изобутан; II - бутилены; III - алкилат; цифры на потоках соответствуют числам молей

предложены эмпирические уравнения, позволяющие приближенно определять выходы основных продуктов реакции.

Так, для процесса термического крекинга нефтяного сырья С. Н. Обрядчиков и другие авторы предложили уравнения, позволяющие определять выходы бензина и газа в зависимости от плотности исходного сырья и получаемого крекинг-остатка. Подобные уравнения имеются для расчета процесса коксования нефтяного сырья. Для каталитического крекинга дистиллятного сырья на алюмосиликатном катализаторе Б. И. Бондаренко предложил эмпирические зависимости, позволяющие в первом приближении определять выходы сухого газа, бутан-бутиленовой фракции, автомобильного бензина и кокса, в зависимости от степени превращения.

ГЛАВА XXIV РЕАКЦИОННЫЕ АППАРАТЫ

ОСНОВНЫЕ типы РЕАКЦИОННЫХ АППАРАТОВ

Выбор типа реактора для осуществления данного химического процесса зависит от многих факторов, из которых важнейшими являются: необходимость использования катализатора, его свойства и расход; термодинамические особенности процесса - адиабатические, изотермические или политропические условия проведения химической реакции; методы теплообмена, используемые для обеспечения заданного температурного режима в зоне реакции; свойства используемых теплоагентов; периодическое или непрерывное осуществление процесса.

Простейшим типом реактора является пустотелый цилиндрический аппарат, в котором реакция протекает в адиабатических условиях без использования катализатора или с небольшим его количеством, поступающим в реактор вместе с исходным сырьем в виде суспензии, эмульсии или в газовой фазе. Такие реакционные аппараты используются для химических процессов, при осуществлении которых допустимо изменение (повышение или понижение) температуры в зоне реакции, обусловливаемое тепловым эффектом реакции (изотермической или эндотермической), без теплообмена с внешней средой (потерями тепла пренебрегаем). Подобные условия имеют место при малом тепловом эффекте реакции и при сравнительно небольшой глубине превращения, когда температура также мало изменяется или когда наблюдаемое изменение температуры не приводит к значительному изменению скорости основной реакции и усилению побочных нежелательных реакций.

В некоторых случаях небольшое изменение температуры в адиабатическом реакторе достигается подачей вместе с сырьем инертного (не участвующего в реакции) вещества (теплоагента), которое поглощает (при экзотермической реакции) или компенсирует (при эндотермической реакции) часть теплового эффекта реакции. Примером адиабатического реактора

является выносная реакционная камера термического крекинга, куда непрерывно поступает исходное сырье, нагретое в трубчатой печи до 470- 500 °С. Объем камеры выбирается с таким расчетом, чтобы паровая и жидкая части потока находились в аппарате в зоне высоких температур в течение отрезка времени, необходимого для достижения требуемой глубины крекинга. Вследствие эндотермического эффекта реакции крекинга температура в реакционной камере понижается. Глубина крекинга может регулироваться изменением как температуры поступающего в реактор продукта, так и давления в камере; при изменении давления меняется объем паровой фазы, а следовательно, и продолжительность пребывания ее в зоне реакции. При крекинге отлагающийся в камере кокс периодически (один раз в 1 - 2 месяца) удаляется.

Реактор такого же типа используется в процессах коксования; в этом случае глубина крекинга высокая и кокс заполняет камеру примерно в течение суток, а затем его извлекают механическим разбуриванием или при помощи гидравлических резаков. Для обеспечения непрерывности работы установки обычно сооружают две камеры, попеременно переключаемые на поток сырья и резку и выгрузку кокса.

Примером пустотелого реактора, где катализатор используется в виде суспензии, является реактор для жидкофазной гидрогенизации под давлением до 70 МПа и температуре 480 °С; сырьем такого процесса является либо угольная паста - смесь измельченного угля с жидкими продуктами гидрогенизации, либо нефтяные остатки; катализатор в виде порошка предварительно смешивают с частью исходного сырья для получения концентрированной суспензии, которую затем уже смешивают с основной частью сырья. В реакторах этого типа через штуцеры, расположенные в стенках аппарата, предусматривается подача охлаждающего водорода, что и предотвращает повышение температуры, обусловленное экзотермическим эффектом реакции гидрогенизации.

Широко применяются в промышленности адиабатические реакторы для каталитических процессов, выполненные в виде цилиндрических аппаратов и заполненных стационарным слоем гранулированного катализатора, работающие сравнительно длительный отрезок времени без регенерации или вообще не подлежащие регенерации. В этих аппаратах катализатор располагается либо в виде одного слоя по всей рабочей высоте реактора, либо в виде отдельных слоев, размещаемых на перфорированных опорных решетках, через которые свободно проходят пары сырья и не просыпается катализатор. Послойное расположение катализатора осуществляют в тех случаях, когда катализатор не обладает высокой механической прочностью. При большой высоте слоя катализатор может раздавливаться и уплотняться, что приводит к повышенному сопротивлению потока сырья и неравномерности его распределения по сечению аппарата.

Такие реакторы различают также и по способу распределения и направлению движения сырья: с радиальным движением сырья (рис. XXIV-1) или с аксиальным (рис. XXIV-2). Реакторы с радиальным движением сырья применяют в случаях, когда среда находится только в жидком или парогазовом состоянии. Радиальное движение обеспечивает меньшие потери напора потоку сырья.

Для возможности ведения химического процесса в адиабатических условиях используют также ступенчатое регулирование температурного режима в реакторе. В этом случае весь реакционный объем, необходимый