Висновки. У кінці пояснювальної записки необхідно коротко викласти підсумки виконаної роботи за кожним розділом пояснювальної записки

У кінці пояснювальної записки необхідно коротко викласти підсумки виконаної роботи за кожним розділом пояснювальної записки. На підставі аналізу новітніх джерел інформації, у тому числі Інтернет, викласти пропозиції і рекомендації з удосконалення і подальшої інтенсифікації конкретного виробництва, впровадження яких може дати (або вже дало) економічний, екологічний або соціальний ефект.

4. Захист кваліфікаційної бакалаврської роботи

До захисту кваліфікаційних бакалаврських робіт допускаються студенти, які виконали і оформили їх у відповідності з чинними стандартами, одержали відгук керівника роботи, рецензію та візу завідувача випускової кафедри. Рецезент не може бути співробітником кафедри, на якій навчається студент.

Захист роботи проводиться на засіданні Державної екзаменаційної комісії (ДЕК). Для доповіді студентові надається 8 – 10 хвилин. У доповіді необхідно висвітлити основні наукові досягнення і особливо акцентувати увагу на новаціях, запропонованих у роботі. Після доповіді студент відповідає на запитання голови і членів ДЕК, та присутніх на захисті спеціалістів. Потім оголошується рецензія і відгук керівника роботи. Якість захисту комісія оцінює за стобальною системою та за національною шкалою і оголошує після захисту всіх робіт на цьому засіданні.

Захищена кваліфікаційна бакалаврська робота здається на кафедру хімії і хімічної технології, а потім вона передається до архіву університету для зберігання.

5. ПРИКЛАДИ ОФОРМЛЕННЯ ДЕЯКИХ РОЗДІЛІВ (ПІДРОЗДІЛІВ) ДИПЛОМНОЇ РОБОТИ НА ТЕМУ: „ОДЕРЖАННЯ БЕНЗИНОВОЇ ФРАКЦІЇ КАТАЛІТИЧНОГО КРЕКІНГУ – БАЗОВОГО КОМПОНЕНТУ ТОВАРНИХ БЕНЗИНІВ”

5.1. ХАРАКТЕРИСТИКА СИРОВИНИ КАТАЛІТИЧНОГО КРЕКІНГУ

Каталітичний крекінг на алюмосилікатних каталізаторах – найбільш поширений у нафтопереробній промисловості каталітичний процес, що займає серед процесів перероблення нафти за об`ємом переробленої сировини друге місце після первинного перероблення. Основна мета процесу – одержання високооктанового бензину з сировини, що перегоняється в межах 473 – 773 К (частіше 573 – 773 К) [2–4].

В якості сировини в процесі каталітичного крекінгу протягом багатьох десятиліть традиційно використовували вакуумний дистилят (газойль) широкого фракційного складу (573 – 773 К). У деяких випадках у сировину крекінгу залучають газойлеві фракції термодеструктивних процесів, гідрокрекінгу, рафінати процесів деасфальтизації мазутів і гудронів, напівпродукти оливного виробництва та ін. [5–6]. Всю сукупність показників, що характеризують якість сировини, за ступенем впливу на процес каталітичного крекінгу умовно можна розділити на такі три групи:

– показники, що впливають на вихід (тобто на матеріальний баланс) і якість продуктів крекінгу: фракційний і груповий хімічний склад і вміст гетероорганічних сполук;

– показники, що впливають на зворотну дезактивацію каталізатора, такі як густина, коксивність і вміст сульфатнокислотних смол;

– показники, що впливають на незворотну дезактивацію каталізатора: вміст металів, перш за все ванадію і нікелю.

За фракційним складом до сировини пред`являються такі вимоги [7–15]:

– практично повну відсутність бензинолігроїнових фракцій, тому що в умовах крекінгу вони зазнають незначних перетворень, до того ж нераціонально завантажувати реакційний апарат, і негативно впливають на октанове число бензину;

– обмежений (до 10 %) вміст фракцій, що википають до 623 К.

– обмежена температура кінця кипіння (773 – 893 К), що обумовлюється концентруванням у висококиплячих фракціях коксогенних компонентів сировини (смол і асфальтенів), гетероорганічних сполук і металів.

Груповий хімічний склад сировини більш значно впливає на вихід і якість продуктів крекінгу. У більшості вакуумних газойлей, що направляються на каталітичний крекінг, у залежності від типу вихідної нафти вміст у них групових компонентів змінюється у таких межах: алкенових 15 – 35, нафтенових 20 – 40 і аренів 15 – 60 %. Найкращою для каталітичного крекінгу за виходом цільових продуктів (бензину і зріджених газів) являється сировина з перевагою алканів і нафтенових вуглеводнів [10–13].

До компонентів, що зворотно дезактивують каталізатори крекінгу, відносять поліциклічні ароматичні вуглеводні, смоли, асфальтени і азотисті сполуки сировини. Про зворотну дезактивуючу здатність сировини можна судити посередньо за густиною, а кількісно – по коксивністю за Конрадсоном. Як правило, чим вище коксивність сировини, тим більше вихід коксу на каталізаторі.

Металоорганічні сполуки, що містяться переважно у висококиплячих і особливо залишкових фракціях нафти, відносять до незворотно дезактивуючих компонентів сировини крекінгу. Блокуючи активні центри каталізатора, вони негативно впливають не тільки на його активність, але і на селективність

На установках каталітичного крекінгу, на яких не передбачені спеціальні заходи з уловлювання або пасивації отруючої дії металів, вміст їх у сировині нормується не більше 2 г/т [10–12].

Для перероблення сировини з коксивністю більше 10 % мас. і вмістом металів 10 – 30 г/т і більше потрібна обов`язкова її попередня (облагородження) підготовка [12–13].

В останні 10-15 років процес каталітичного крекінгу був значно удосконалений, головним чином з метою збільшення селективності при максимальній конверсії вихідної вторинної сировини у бензин (каталітичні реакції – основні, термічні–побічні) [12–18].

5.2. ОПИСАННЯ ТЕХНОЛОГІЧНОЇ СХЕМИ УСТАНОВКИ КАТАЛІТИЧНОГО КРЕКІНГУ З ПСЕВДОЗРІДЖЕНИМ ШАРОМ МІКРОСФЕРИЧНОГО КАТАЛІЗАТОРА

Промислові установки каталітичного крекінгу можна розділити на три типи:

уcтановки з рухомим шаром крупногранульованого каталізатора (середній розмір частинок 2 – 5 мм);

установки з киплячим шаром порошкоподібного каталізатора (максимальний діаметр частинок 120 – 150 мкм);

установки з реактором прямоточного (ліфтного) типу.

Всі установки каталітичного крекінгу мають два основних апарати. Це реактор для безперервного проведення процесу крекінгу та регенератор для безпосереднього видалення коксу з поверхні каталізатора.

На установках каталітичного крекінгу з рухомим шаром каталізатора останній рухається по системі “реактор-регенератор” щільним шаром. Ці установки мають ряд суттєвих недоліків – висока втрата транспортуючого газу, мала продуктивність, великий час перебування каталізатора у реакторі (до 30 хв). Установки з рухомим шаром каталізатора проектувались для крекінгу дистиллятної сировини на малоактивних каталізаторах. Зараз такі установки вже не будують, а на існуючих проводять реконструкцію.

На установках каталітичного крекінгу у киплячому шарі каталізатора останній у реакторі та регенераторі перебуває у киплячому (псевдозрідженому) шарі. Перевагами установок даного типу є більш повний контакт між сировиною та каталізатором, більш просте апаратурне оформлення процесу, більш раціональне використання тепла. На таких установках вже використовують більш активні алюмосилікатні або цеолітвмісні каталізатори крекінгу.

Технологічна схема установки каталітичного крекінгу у киплячому шарі каталізатора наведена на рис. 5.1. [4].

Рис. 5.1. Технологічна схема установки каталітичного крекінгу з киплячим шаром мікросферичного каталізатора:

І – сировина; II – каталізатор; III – бензин; IV – фракція 468–623 К; VI – фракція > 623 К; VII – вода; VIII – повітря; IX – водяна пара;

X – димові гази; XI – паливні гази; XII – циркуляційне зрошення

колони К–1.

Сировина насосом Н -1 через теплообмінники Т -1, Т -2, Т -3, Т- 4 подається у піч П - 1. Нагріта сировина змішується з циркулюючим газойлем і подається в підйомний стояк каталізаторопроводу, по якому каталізатор, сировина та рециркулят піднімаються у реактор Р -1. Процес каталітичного крекінгу починається у стояку і закінчується у киплячому шарі каталізатора.

Пари продуктів реакції та водяна пара, що подається у відпарну зону реактора Р -1, виводяться через верхній штуцер реактора і надходять у нижню частину ректифікаційної колони К - 1. Зверху колони К- 1 гази, пара бензину та водяна пара надходять у конденсатор-холодильник ХК- 1, а звідти після конденсації – у сепаратор С- 1, де розділяються на водяний шар, бензиновий шар та гази. Гази компресором ПК- І подаються на розділення, а бензин насосом Н- 2 частково направляється на зрошення колони К- 1, а балансова кількість - на стабілізацію. Бокові погони колони К- 1 (фракції 468 – 623

К та > 623 К) надходять у відповідні відпарні секції колони К- 2, де відпарюються водяною парою. Фракція 468 – 623 К (легкий газойль) насосом Н- 3 подається у теплообмінник Т- 1, холодильник Х- 1, охолоджується і виводиться з установки. Фракція > 628 К (важкий газойль) насосом Н- 4 подається у теплообмінник Т- 3, холодильник Х- 2, охолоджується і також виводиться з установки. З низу К- 1 насосом Н- 5 в реактор Р- 1 відкачується шлам - важкий газойль та зважений у ньому каталізаторний пил.

Каталізатор з киплячого шару реактора Р- 1 надходить у відпарну зону, куди подається водяна пара. Тут з поверхні каталізатора десорбуються нафтопродукти. Нафтові пари піднімаються уверх, а каталізатор надходить у каталізаторопровід і опускається у вузол змішування з повітрям. Повітряний потік піднімає каталізатор у регенератор Р- 2, де відбувається випалювання коксу на поверхні каталізатора. Для зняття надлишкового тепла регенерації в охолоджувальні змійовики подається водяна пара. Основна частина повітря для випалювання коксу подається безпосередньо у регенератор. Димові гази, утворені за згорання коксу, виводяться зверху Р- 2 через систему циклонів. Вони подаються у котел-утилізатор А- 1, віддають своє тепло і направляються в електрофільтр А- 2 для вловлювання каталізаторного пилу, після чого викидаються в атмосферу. Для підігрівання повітря застосовується топка П- 2.

6. ТЕХНОЛОГІЧНІ РОЗРАХУНКИ УСТАНОВКИ КАТАЛІТИЧНОГО КРЕКІНГУ З ПСЕВДОЗРІДЖЕНИМ ШАРОМ МІКРОСФЕРИЧНОГО КАТАЛІЗАТОРА

Розрахувати реактор установки каталітичного крекінгу вакуумного дистиляту у псевдозрідженному шарі (технологічна схема рис. 6.1.) за наступними вихідними даними: продуктивність реактора за свіжою сировиною G_c = 250 т/год; кількість рециркулюючого каталітичного газойлю становить 28,4 мас. % на свіжу сировину. Режим процесу: температура крекінгу Т_р == 758 К, масова кратність циркуляції каталізатора за свіжою сировиною 7:1 [19].

Характеристики сировини і продуктів крекінгу за лабораторним даними наведені у табл. 6.1.

Технологія процесу каталітичного крекінгу у псевдозрідженному («киплячому») шарі, конструктивне оформлення і основи розрахунку реакторів, регенераторів і систем транспорту каталізатора досить докладно освітлені у літературі [19–23].

Успіхи, досягнуті зі створення нових цеолітвмісних каталізаторів, дозволяють перевести діючі установки каталітичного крекінгу на цеолітвмісні каталізатори. Проектування нових установок орієнтовано на використання саме цих каталізаторів. Деякі відомості про використання цеолітвмісних каталізаторів у каталітичному крекінгу містяться у літературі [24-26].

Технологічний розрахунок реактора крекінгу у псевдозрідженному шарі цеолітвмісного каталізатора не відрізняється від подібного розрахунку реактора крекінгу у псевдозрідженному шарі мікросферичного каталізатора.

Таблиця 6.1.

Характеристики сировини і продуктів крекінгу

Сировина	Продукти крекінгу
Показники	вакуумний дистилят	рециркулюючий газойль	бензин	каталітичний газойль
				легкий	важкий
Відносна
густина:
293277	0,9100	0,9330	0,7600	0,9300	0,9400
288288	0,9131	0,9340	0,7641	0,9330	0,9420
Межі википания, К	623–773	468–773	313–468	468–623	623–773
Молекулярна маса, г/моль
Температура кипіння, К

Нижче наведений технологічний розрахунок реактора установки каталітичного крекінгу у псевдозрідженному шарі мікросферичного аморфного алюмосилікатного каталізатора.

У завдання розрахунку реактора входить визначення його основних розмірів – діаметра і висоти, температури сировини при подачі її у вузол змішання з каталізатором, температури каталізатора на виході з реактора, розмірів розподілюючих пристроїв для парокаталізаторного потоку, числа циклонів і їхнього гідравлічного опору.

Вихідними даними для розрахунку реактора є: продуктивність реактора за свіжою сировиною і кількість рециркулююого газойлю; характеристика сировини і продуктів крекінгу (густина, межі википання, в'язкість та ін.); температура крекінгу; кратність циркуляції каталізатора за свіжою сировиною; вихід продуктів реакції (за лабораторними або заводськими даними).

6.1. Послідовність розрахунку реактора установки каталітичного крекінгу

1. Складають матеріальний баланс реактора. Для цього, знаючи продуктивність реактора за свіжою сировиною і виходи продуктів крекінгу у частках від свіжої сировини, знаходять погодинні кількості газу, бензину, легкого і важкого газойлей, коксу. З обліком рециркулюючого газойлю визначають завантаження реактора.

Результати розрахунку зводять у таблицю.

Визначають кількість каталізатора і витрати водяної пари.

Становлять тепловий баланс реактора, з якого визначають температуру сировини на вході у вузол змішання з катализатором.

Визначають розміри реактора: діаметр корпуса і десорбера, висоту апарата. При цьому висоту псевдозрідженного шару знаходять діленням об'єму реакційного простору на площу поперечного перерізу реактора; висоту сепараційного простору розраховують залежно від швидкості парів, що проходять через вільний переріз реактора над киплячим шаром. Висоти інших частин реактора (десорбера та ін.) приймаються конструктивно відповідно до практичних даних.

Визначають тиск в основі зони відтпарки (десорбера) і температуру каталізатора на виході з неї.

Вибирають конструкцію розподільного пристрою парокатализаторного потоку і розраховують його геометричні розміри.

Проводять перевірочний розрахунок циклона попередньо обраного типу. Метою цього розрахунку є визначення числа циклонів, їхнього гідравлічного опору і ефективності уловлювання каталізаторного пилу.

6.2. Матеріальний баланс

Матеріальний баланс процесу каталітичного крекінгу звичайно відомий за лабораторними або промисловими даними. Задаємося глибиною перетворення 75 об”ємн. % на вихідну сировину [19] і визначимо виходи продуктів крекінгу.

Відношення кількості сировини до кількості циркулюючого газойлю:

За графіком (рис. 6.1) [27] визначимо вихід бензину х₆ = 54 об’ємн. % на свіжу сировину або у масових відсотках:

x_б= ,

де х₆ — вихід бензину, мас. % на свіжу сировину; , —відносні густини відповідно бензину і свіжої сировини.

Рис. 6.1. Графік для визначення виходу бензину.

Рис. 6.2. Графік для визначення виходу коксу

Одержимо:

х₆ =0,760∙54/0,910=45,1 мас. % на свіжу сировину.

Вихід коксу залежно від заданої глибини перетворення за графіком (рис. 6.2) [27] становить х_к = 8,7 мас. % на свіжу сировину.

Вихід газу за каталітичного крекінгу вакуумного дистиляту, що википає у межах 623—773 К, приймемо рівним х_г = 17,7 мас. % на свіжу сировину [28].

Вихід каталітичного газойлю, що у ректифікаційній колоні розділяється на легкий і важкий, визначимо за різницею:

х_л.г.+ х_в.г. = 100 – (45,1+ 8,7 + 17,7) = 28,5 мас. % на свіжу сировину.

Для визначення виходу бензину, газу і коксу залежно від режимних показників процесу можна скористатися і іншими даними [23].

Розрахунок виходу продуктів крекінгу наведений у табл. 6.2.

6.3. Кількість циркулюючого каталізатора і витрати водяної пари

При кратності циркуляції каталізатора R = 7:1 кількість циркулюючого каталізатора:

G_к = RG_с = 7•250 = 1750 т/год.

Визначимо витрати водяної пари.

Для регулювання густини суміші парів сировини з каталізатором у транспортну лінію подається водяна пара у кількості 2–6 мас. %, рахуючи на завантаження реактора [19; 29, 30]. На відпарку продуктів крекінгу з закоксованого каталізатора у зону відпарки подається 5–10 кг пари на 1 т каталізатора [19].

Таблиця 6.2.

Вихід продуктів крекінгу

Потоки	Кількість, т/год	Сполука
мас. % на свіжу сировину	мас. % на заванта- ження реактора
Прихід Сировина – вакуумний дистилят 623 – 773 К	250,00     71,0   321,0   44,25   112,75     21,5	100,0     28,4   128,4   17,70   45,10     8,70	7,9     22,1   100,00   13,78
Рециркулюючий каталітичний газойль
Завантаження реактора Витрати Газ
Бензин	35,13
Кокс	6,80
Легкий газойль	39,25 32,00 250,00   71,00     321,00	15,70 12,80 100,00   28,40     128,4	12,22
Важкий газойл Усього Циркулюючий каталітичний газойль	9,97 77,90   22,1
Разом	100,00

Приймаємо витрати водяної пари для регулювання густини суміші рівними 4 мас. % на сировину або:

G_п1 = 250 • 0,04 = 10 т/год = 10 000 кг/год.

На каталізаторі після регенерації залишається кокс у кількості 0,2–0,5 мас. %, рахуючи на свіжий каталізатор. Приймемо вміст залишкового коксу на регенерованому каталізаторі рівним 0,4 мас. %, що становить:

G_з.к.=0,004 =7 т/год.

Кількість закоксованого каталізатора на виході з реактора:

G_з.к. = G_к + G_з.к. + 21,75 = 1750 + 7 + 21,75 = 1778,75 т/год.

Прийнявши витрати водяної пари на відпарку 1 т закоксованого каталізатора рівним 7 кг, знайдемо годинні витрати водяної пари:

G_g1 = 7 G_{з.к .} =7 1778,75= 12 430 кг/год.