Ахметов А. Технология и оборудование процессов переработки нефти и газа

Подождите немного. Документ загружается.

691

ционную насадку. Сочетание реактора с ректификацией в одном реак-

ционно-ректификационном аппарате позволяет:

— обеспечить практически полную конверсию за счет исключения тер

модинамических ограничений путем непрерывного вывода целевого

продукта из зоны реакции

;

— проводить процесс при более низком давлении и более эффективно

использовать тепло реакции для проведения процессов ректифика

ции непосредственно в реакторе, снижая энергоемкость процесса;

— упростить аппаратурное оформление и значительно сократить ме

таллоемкость процесса и др.

Сырье. В качестве углеводородного сырья в процессах синтеза

МТБЭ наибольшее применение получила бутан-бутиленовая фракция

(ББФ) двух процессов — каталитического крекинга и пиролиза. При

мерный состав этих фракций следующий (в % мас.):

Компонент

ББФ каталитического

крекинга

ББФ пиролиза

после очистки от бутадиена

∑С

1,9 < 1,0

Изобутан 32,0 2,0

н-Бутан 10,0 12,0

Бутен-1 + бутен-2 44,4 37,0

Изобутилен 10,0 48,0

∑С

1,7 < 0,1

Ресурсы изобутилена для производств МТБЭ можно увеличить

за счет

н-бутана, содержащегося в попутных нефтяных газах или га-

зоконденсатах, используя процессы дегидрирования и последующей

изомеризации бутиленов. Источником изобутиленов могут стать газы

термодеструктивных или нефтехимических процесов, в частности про

изводств изобутилового спирта.

Вторым сырьевым реагентом процесса синтеза МТБЭ является

метанол марки А (по ГОСТ 2222–78), имеющий следующие свойства:

Внешний вид Бесцветная прозрачная жидкость

Плотность, г/см

0,92

При удалении из реакционной системы изобутен + метанол МТБЭ продукта

реакции МТБЭ скорость обратной реакции деалкилирования в результате

снижения концентрации МТБЭ существенно замедляется, а скорость О-ал-

килирования, наоборот, возрастает. Это означает, что в реакционно-ректифи-

кационном аппарате по существу протекает необратимая реакция изобутен +

метанол → МТБЭ.

692

Температура кипения 64…65,5

Массовая доля, % мас.:

метанола 99,92

воды 0,05

свободных кислот

(в пересчете на муравьиную кислоту)

0,015

альдегидов и кетонов

(в пересчете на ацетон)

0,003

этилового спирта 0,0001

Основы управления процессом О-алкилирования метанола изобу-

тиленом. Важными оперативными параметрами, влияющими на выход

и качество МТБЭ, являются температура, давление, объемная скорость

подачи сырья и соотношение метанол : изобутен. Закономерность влия-

ния этих параметров на синтез МТБЭ примерно идентична влиянию

их на процесс С-алкилирования изобутана бутенами. Ниже приводим

оптимальные пределы режимных параметров синтеза МТБЭ:

Температура в зоне реакции, °С 60…70

Давление, МПа 0,7…0,75

Объемная скорость подачи ББФ каталитического крекинга, ч–1 1,5

Мольное соотношение метанол : изобутан 4 : 1

При этих условиях в ректификационно-реакторном аппарате кон-

версия изобутилена составляет 99,5 % мас.

Технологическая схема отечественной установки О-алкилирования

метанола изобутеном представлена на рис. 6.13.

Процесс синтеза МТБЭ осуществляется в ректификационно-реак-

ционном аппарате, состоящем из средней реакторной зоны, разделен

ной на три слоя катализатора, и верхней и нижней ректификационных

зон с двумя тарелками в каждой. На установке имеются два таких ап

парата: на одном из них после потери активности катализатора (через

4000 ч работы) осуществляется предварительная очистка исходной

сырьевой смеси от серо- и азотсодержащих примесей, а также для по

глощения катионов железа, присутствующих в рециркулирующем ме

таноле вследствие коррозии оборудования. Таким образом, поочередно

первый аппарат работает в режиме форконтактной очистки сырья на

отработанном катализаторе, а другой – в режиме синтеза МТБЭ на

свежем катализаторе. Катализатор после выгрузки из форконтактного

693

аппарата (на схеме не показан) не подвергают регенерации (направляют

на захоронение).

Исходная бутан-бутиленовая фракция с установки каталитичес-

кого крекинга, подвергнутая демеркаптанизации, и циркулирующий

метанол через емкость Е поступают в верхнюю часть реактора форкон-

тактной очистки. Очищенная смесь после нагрева в теплообменнике до

60 °С поступает в зону синтеза под каждый слой катализатора

Р-1 (2).

В верхнюю часть реакционной зоны во избежание перегрева катализа

тора подается также подогретый в теплообменнике до 50...60 °С свежий

метанол.

Жидкие продукты реакции, состоящие из МТБЭ с примесью мета

нола и углеводородов, выводят из куба

Р-1 (2) и направляют на сухую

отпарку примесей в отпарную колонну

К-2, снабженную паровым ки-

пятильником. Целевой продукт — МТБЭ — выводят с куба К-2 и после

теплообменников и холодильников откачивают в товарный парк.

Паровая фаза

Р-1 (2), состоящая из отработанной ББФ, метанола

и следов МТБЭ, поступает на конденсацию МТБЭ в колонну

К-1, яв-

ляющуюся по существу конденсатором смешения. Конденсированный

МТБЭ возвращают на верхнюю тарелку Р-1 (2) в качестве холодного

орошения.

С верха К-1 отводят несконденсировавшиеся пары отработанной

ББФ и метанола, которые после охлаждения и конденсации в холо

дильниках поступают в емкость-сепаратор С-1.

Рис. 6.13. Принципиальная технологическая схема

установки получения метил-трет-бутилового эфира:

I — сырье (бутан-бутиленовая фракция); II — свежий метанол; III — циркулирующий метанол;

IV — метил-

трет-бутиловый эфир; V — отработанная бутан-бутиленовая фракция; VI — сброс воды;

VII — раствор щелочи

694

Разделение конденсата в С-1 на отработанную ББФ и метанол осу-

ществляют экстракцией последнего водой в экстракторе

К-3 (при тем-

пературе 40 °С и давлении 0,9 МПа). Отработанную ББФ, выводимую

с верха К-3, после охлаждения в холодильниках давлением системы

направляют в товарный парк и далее для последующей переработки

(например, на С-алкилирование).

Отгонку циркуляционного метанола от воды производят в ректи

фикационной колонне К-4 при давлении 0,02…0,06 МПа и температуре

в кубе 120 °С и верха колонны

≈ 70 °С. Метанол, выводимый с верха К-4,

охлаждают и конденсируют в воздушных и водяных конденсаторах-

холодильниках и собирают в рефлюксной емкости

С-3. Часть метано-

ла подают в качестве холодного орошения К-4, а остальную часть —

в емкость Е.

Воду, выводимую из куба

К-4, после охлаждения в теплообменнике

и холодильнике направляют в экстрактор

К-3 для отмывки метанола

от отработанной ББФ.

Материальный баланс установки синтеза МТБЭ следующий,

% мас:

Взято: Получено:

ББФ, 95,0 МТБЭ 14,0

в т. ч. изобутилен 10,0 Отработанная ББФ, 85,0

в т. ч. изобутилен

0,05

Свежий метанол 5,0 Потери 1,0

Итого 100 Итого 100

6.8. Оборудование каталитических процессов

переработки нефтяного сырья

6.8.1. Реакторы установок каталитического крекинга

Процесс каталитического крекинга основан на применении катализа

торов, ускоряющих реакции; он протекает при температуре 450…500 °С

и давлении 0,05…0,15 МПа. Сырьем являются керосиновые и соляровые

дистилляты и остаточные продукты (мазут и др.). Процесс предназначен

для получения высокооктановых бензинов, газов и газойля.

В настоящее время на нефтеперерабатывающих заводах применяют

два типа установок каталитического крекинга:

— установки, на которых процесс химического превращения (крекинг

сырья) и регенерации катализатора осуществляется в сплошном

слое катализатора (катализатор шариковый);

695

— установки, на которых те же процессы происходят в псевдоожиженном,

или кипящем, слое катализатора (катализатор порошкообразный).

На установках с циркулирующим катализатором процесс проте

кает в аппаратах шахтного типа, через которые непрерывным пото

ком сверху вниз движутся шарики катализатора диаметром 3…5 мм.

В прямоточных реакторах катализатор и сырье контактируют, двигаясь

прямотоком. Реакторный блок каждой установки состоит из реактора,

регенератора и системы транспорта катализатора.

Наибольшее распространение получают установки с порошкообраз

ным или микросферическим катализатором. Режим кипящего слоя

позволяет упростить конструкцию реакционных аппаратов и систему

транспорта катализатора.

В нефтехимической промышленности широкое применение получи

ли сменно-циклические реакционные процессы с твердым катализато

ром, который одновременно используется и в качестве теплоносителя.

Особенностью этих процессов (примером может служить катали

тический крекинг) являются сравнительно быстрое отравление ката

лизатора из-за отложений на его поверхности кокса и необходимость

периодической регенерации катализатора путем выжига кокса. Про

ведение химической реакции и регенерации катализатора может быть

осуществлено в одном и том же периодически переключающемся ап

парате или в двух различных аппаратах – реакторе и регенераторе.

В первом случае катализатор неподвижен, а для обеспечения непрерыв

ности работы установки сооружается два или большее число аппаратов.

В то время как один аппарат используется как реактор, в другом осу

ществляется регенерация катализатора; затем аппараты взаимно пере

ключаются. Во втором случае катализатор непрерывно перемещается из

реактора, где осуществляется нефтехимический процесс, в регенератор,

где с катализатора выжигается кокс. После регенерации катализатор

поступает в реактор. В процессе регенерации температура катализато

ра повышается, он аккумулирует часть выделившегося тепла, которое

в дальнейшем целиком или частично используется на осуществление

эндотермической реакции, что приводит к понижению температуры

катализатора. В этом случае катализатор одновременно используется

и как теплоноситель. В процессе регенерации выделяется значительное

количество тепла, часть которого отводится и используется, например,

для получения водяного пара.

Реакторные блоки каталитических процессов с движущимся ката

лизатором, включающие реактор, регенератор и систему транспорта

катализатора, по взаимному расположению аппаратов и схемам цир

696

куляции катализатора подразделяются на установки с одно- и двукрат-

ным подъемом катализатора.

Для схем с однократным подъемом катализатора используются два

варианта – реактор располагают над регенератором или регенератор

над реактором. При прочих равных условиях схемы с однократным

подъемом катализатора отличаются большей высотой установки. Так,

для установки каталитического крекинга с гранулированным катали

затором высота реакторного блока при двукратном подъеме составляет

60…70, а при однократном 80…100 м.

6.8.1.1. Аппараты установок

с циркулирующим шариковым катализатором

Реакторы. Прямоточные реакторы установок крекинга с шарико-

вым катализатором имеют шесть характерных зон, каждая из которых

выполняет определенную функцию (рис. 6.14).

Из верхнего бункера через стояк катализатор самотеком поступает

в верхнее распределительное устройство, представляющее собой ци

линдрическую обечайку. Оно предназначено для равномерного распре

деления потока катализатора в зоне реакции аппарата и с этой целью

снабжено распределительными трубами, изогнутыми таким образом,

чтобы нижние концы их были расположены по трем или четырем кон

центрическим окружностям, равномерно по сечению реакционной

зоны. Такая конструкция позволяет изменять объем указанной зоны

путем наращивания длины труб установкой специальных труб-удлини

телей. В сборник катализатора подают инертный газ, создающий затвор

и предотвращающий унос продуктов реакции.

В зоне ввода сырья обеспечивается равномерное распределение его

по сечению реакционной зоны. Конструкция этой зоны зависит от ка

чества и состояния сырья, поступающего в аппарат. Необходимо, чтобы

шарики катализатора равномерно опыливались жидкой фазой сырья.

При работе на облегченном сырье подача его в пространство над

устройством для распределения катализатора осуществляется через два

штуцера в верхнем сферическом днище корпуса реактора.

В случае тяжелого сырья такая конструкция ввода может привести

к закоксовыванию верхней части аппарата, поэтому трубы распредели

тельного устройства защищают от контакта с сырьем завесой из ката

лизатора. Для этого распределитель сырья помещают посредине, под

средним конусным распределителем катализатора (рис. 6.15).

Реакции каталитического крекинга происходят в пустотелой части

аппарата, называемой реакционной зоной, и сопровождаются поглоще

697

нием тепла. Поэтому температура

катализатора и реакционной сме

си при их прямоточном движении

снижается. Прямоток позволяет

использовать избыточное тепло

регенерированного катализатора

для нагрева и испарения сырья,

предотвращая в то же время пере

грев паров продуктов реакции.

Объем реакционной зоны должен

быть таким, чтобы время контакта

паров сырья с катализатором было

достаточным для достижения за

данной глубины крекинга. Ниже

реакционной зоны расположена

зона отделения продуктов реакции

и паров неразложившегося сырья

от катализатора. Сепарационное

устройство (рис. 6.16) состоит из

тарелки (трубной решетки), в ко

торую вмонтированы трубы для

вывода паров продуктов реакции

(газосборные трубы) и для ввода

катализатора (переточные трубы).

Жесткость тарелки обеспечи-

вается ребрами, выполненными из

листовой стали. Чтобы избежать

спуска катализатора через щели,

тарелку по периферии снабжают

уплотнением из асбестового шнура.

По переточным трубам, при-

варенным заподлицо с тарелкой,

закоксованный катализатор по-

ступает вниз в зону отпарки. Газо-

сборные трубы выступают по обе

стороны тарелки и подвешивают

ся вверху за поперечные балки. На

всем участке над тарелкой эти тру

бы снабжены отверстиями для вы

хода паров продуктов реакции из

Рис. 6.14. Реактор установки крекинга

с шариковым катализатором:

I — ввод сырья; II — вво д ка тализатора;

III — вывод прод уктов реак ции; IV — вы

вод катализатора; V — ввод водяного пара;

1 — распределительное устройство; 2 — реак

ционная зона; 3 — сепарационное устройство;

4 — зона отпарки; 5 — сборное выравнивающее

устройство

698

слоя катализатора. Над отверстиями

на трубах установлены так называе

мые колокольчики — конические кол

пачки. Пары сначала поступают под

«колокольчик», затем через отверстия

проваливаются в трубы и из них от

водятся в пространство под решеткой.

Число «колокольчиков» должно быть

таким, чтобы не происходил унос ка

тализатора.

Газосборные трубы будут рабо

тать равномерно по всей высоте при

одинаковых гидравлических сопро

тивлениях паров, проходящих через

отверстия, поэтому под нижними кол

пачками число отверстий больше, чем

под верхними. К открытым концам

газосборных труб под тарелкой при

варивают отбойники, изменяющие

направление паров.

Пары продуктов реакции выводят

из аппарата по двум штуцерам, прива

ренным к его корпусу. Внутри реакто

ра перед этими штуцерами монтируют

отбойные листы, погруженные в слой

катализатора и предотвращающие его

унос с парами.

Зона отпарки представляет собой

полую часть аппарата, где осущест

вляется отпарка углеводородов с по

верхности катализатора. Для этого

слой катализатора продувают водя

ным паром, движущимся противото

ком. Часть его вместе с катализатором

отводится вниз, попадает в выводной

стояк и создает гидравлический за

твор.

Катализатор необходимо удалять

из реактора равномерно по всему по

перечному сечению. Для этого аппа

Рис. 6.16. Сепарационное устройство

реактора:

1 — тарелка; 2 — ребро жесткости; 3 — тру

ба для вывода катализатора; 4 — труба для

вывода паров; 5 — отбойник; 6 — «коло

кольчик»

Рис. 6.15. Узел ввода тяжелого сырья

и катализатора:

1 — трубы распределительного устройства;

2 — ввод сырья; 3 — ввод катализатора

699

рат снабжают нижним распределительным устройством, собирающим

катализатор в один узкий поток для транспортировки в регенератор.

Сборное выравнивающее устройство, показанное на рис. 6.14, состо

ит из трех ярусов. Из 60 воронок верхнего яруса катализатор собирается

сначала в 16 воронок второго яруса, откуда попадает в четыре воронки

третьего яруса и далее по штуцерам на нижнем днище реактора выво

дится к сборнику стояка. Воронки верхнего яруса сверху закрыты пер

форированной крышкой, что еще больше увеличивает равномерность

поступления катализатора в каждую воронку. Все воронки опираются

на балки и крепятся болтами. Между ярусами воронки соединяются

прямыми и гнутыми трубами. Прямые трубы подвергаются меньшему

износу, а гнутые обеспечивают более равномерный вывод катализато

ра и его лучшую сохранность. Обязательным условием движения ка

тализатора является наклон труб под некоторым углом, который для

шарикового алюмосиликатного катализатора должен быть не менее 45°.

Реакторы работают при высоких температурах, определяемых тем

пературой катализатора, вводимого через верхний стояк (600…660 °С).

Поэтому корпуса реакторов изготовляют из легированной стали марки

1Х18Н9Т или биметалла 12МХ+08Х13, а все внутренние устройства —

из сталей марок 1Х18Н9Т или 08X13.

Корпус реактора должен быть рассчитан на прочность с учетом ра

бочего давления и горизонтальной составляющей давления слоя ката

лизатора на стенки аппарата.

После определения толщины стенки аппарата по расчетному давле

нию обязательна проверка на ветровую и сейсмическую нагрузки.

Регенераторы. Регенераторы служат для восстановления (реге

нерации) отработанного катализатора. Для этого необходимо выжечь

кокс, покрывший поверхность катализатора. Температура катализатора

после выжигания кокса очень высока, поэтому до подачи в реактор его

охлаждают до 500…560 °С.

Кокс выжигают подачей в слой закоксованного катализатора горяче

го воздуха, нагреваемого в специальных топках под давлением до темпе

ратуры 500 °С. Чем больше количество и выше температура воздуха, тем

интенсивнее выжигание. Процесс сопровождается выделением большо

го количества тепла и, следовательно, повышением температуры среды.

Для регулирования параметров процесса избыточное тепло отнимают

пароводяной смесью (соотношение пара и воды 1 : 5), циркулирующей

в змеевике, который помещают в слое регенерируемого катализатора.

Регенерация катализатора происходит при движении его в аппарате

сверху вниз поочередно в нескольких зонах, одинаковых по конструк

700

ции и назначению. В каждой зоне имеются устройства для ввода воз-

духа и вывода дымовых газов, а также змеевик, по которому движется

охлаждающая смесь. Число зон зависит от кратности циркуляции ката

лизатора. В каждой зоне выжигают часть кокса и перед поступлением

в следующую зону катализатор охлаждают. Скорость слоя катализатора

в регенераторе не должна превышать 0,25 м/с, чтобы предотвратить

значительный механический износ футеровки и внутренних устройств.

Регенератор представляет собой цилиндрический или прямо-

угольного сечения аппарат. Вследствие высокой температуры среды

(до 700 °С) корпус регенератора, изготовляемый из стали марки Ст3,

изнутри футеруют огнеупорной кладкой в один кирпич (толщи-

ной 250 мм). Между футеровкой и стенкой корпуса прокладывают

тепловую изоляцию (листовой асбест). К стенкам корпуса привари

вают полки, поддерживающие кладку (рис. 6.17), которые снабжены

вырезами для восприятия температурных деформаций. С той же целью

зазоры между полками и нижним слоем футеровки заполняют асбес-

товым шнуром. Внутренние устройства регенератора выполняют из

стали марки 1Х18Н9Т.

На рис. 6.18 представлена конструкция сварного вертикально

го регенератора квадратного сечения с пятью зонами выжигания.

Верхнее распределительное устройство, выполненное из труб, выне

сено за аппарат и установлено над ним. Нижнее распределительное

устройство, как и в реакторе, состоит из нескольких ярусов сборных

воронок. Над первым рядом во-

ронок расположена колосниковая

решетка, которая способствует

измельчению комков спекшегося

катализатора. Скорость движения

катализатора регулируют шибе

ром, установленным на общем вы

воде катализатора из регенератора.

В некоторых конструкциях реге

нераторов выравнивающие устрой

ства потока катализатора делают

выносными, т. е. устанавливают под

корпусом аппарата.

Корпус регенератора рассчиты

вают на избыточное рабочее давле

ние (0,01 М

Па) и на давление от ка-

тализатора. Для большей прочности

Рис. 6.17. Футеровка регенератора:

1 — корпус аппарата; 2 — асбестовая изоля

ция; 3 — опорная полка; 4 — асбестовый шнур;

5 — кирпич