ПОИСК Статьи Рисунки Таблицы Учет дезактивации катализатора при управлении каталитическими процессами из "Моделирование физико-химических процессов нефтепереработки и нефтехимии" Каталитический риформинг бензиновых фракций на платиновом катализаторе (платформинг) — ведущий технический процесс для получения высокооктановых бензинов и ароматических углеводородов. Сырьем являются обычно фракции прямогонных бензинов, содержащие парафиновые, нафтеновые и ароматические углеводороды и небольшое количество олефинов. В сырье присутствуют также, как микропримеси, различные элементоорганические соединения и вода. Процесс проводится при температурах около 500 °С и давлениях 1—4 МПа с разбавлением сырья водородсодержащим газом до мольного соотношения водород/сырье , равного 5—8. Обычно его осуществляют в системе из трех последовательно соединенных адиабатических реакторов с неподвижными слоями катализатора. Между реакторами происходит подогрев продукта. [c.336] Разработка математического описания платформинга представляет большой интерес для целей оптимального проектирования и управления процессом. Существенно отметить, что статистические описания [1, 2] не могут быть эффективно использованы для решения задач проектирования. Однако статистические методы могут быть полезны при переходе от рассчитываемых на основании дифференцированного описания физических характеристик (состав продукта) к техническим (октановое число) [2]. [c.336] В работе [3] процесс описывается 53 уравнениями первого порядка, учитывающими превращения 20 компонентов реакционной смеси. Однако точный анализ сырья и катализата с определением содержания 20 веществ чрезвычайно сложен и неудобен как в промышленных, так и в лабораторных условиях. Неточность или ошибка в определении хотя бы одного из компонентов существенно сказывается на результатах. Кроме того, анализ 20 компонентов требует значительного времени, в течение которого качество сырья может существенно измениться. [c.337] Описание платформинга, позволяющее решать технические задачи, получено в СССР [5—8]. [c.337] В соответствии с методикой, изложенной в главе V, сырье рассматривается как смесь некоторых обобщенных углеводородов естественно положить, что каждый из них содержит среднее для сырья число углеродных атомов. Такое допущение существенно упрощает кинетическую схему, сводя число рассматриваемых реакций к относительно небольшой величине. Вместе с тем, оно дает оценку процесса по выходу ароматических углеводородов, содержанию в сырье нафтенов и парафинов, т. е. по групповому, а не индивидуальному составу сырья и катализата. Олефиновые углеводороды, содержание которых в сырье и катализате невелико, целесообразно при дальнейшем анализе объединить с парафинами. [c.337] Остальные реакции (такие, как дегидрирование парафинов и гидрирование олефинов, гидрирование сернистых соединений, отложение кокса) затрагивают незначительную долю сырья и в общем материальном и тепловом балансе могут не учитываться. [c.338] Здесь б — число молей сухого газа, образующегося из одного моля парафина оно должно быть постоянно для опытов с сырьем одного вида. Проверка постоянства б требует знания лишь точных материальных балансов работы установки (для расчета величин Дп) и выполняется сравнительно просто. Кроме того, независимо может быть проинтегрировано и проверено уравнение теплового баланса (см. стр. 66). Сопоставление рассчитываемых и экспериментальных перепадов температур позволяет судить об обоснованности схемы. [c.338] Более простые схемы не обеспечивают удовлетворительной точности описания, более сложная схема не улучшает заметно совпадения расчетных и экспериментальных значений. Поэтому мы пользовались преимущественно схемой (Х.2). Для ее применения необходимо определить теплоты реакций АЯ, вид кинетических завпспмостей для ю и кинетические коэффициенты и Е. [c.338] Из данных [10] следует, что теплоты реакций для правраще-ний сложных смесей при нлатформинге слабо зависят от молекулярной массы сырья. Для практических расчетов в промышленных условиях можно пренебречь зависимостью теплоты от температуры. Процессы каталитического риформинга проводят при 450—550 °С, поэтому для расчетов использованы теплоты реакций при 500 °С. [c.339] По имеющимся данным, теплота платформинга различных технических видов сырья может меняться от 380 до 1200 кДж/кг, в зависимости от содержания нафтенОв в сырье. [c.339] Скорости реакций гидрокрекинга, протекающих с разрывом С—С связи, пропорциональны объемной концентрации исходных веществ. [c.339] Известно [11], что на скорость реакций ароматизации при нлат-форминге влияет размер зерна атализатора и что эти реакции тормозятся внутренним транспортом. Однако выбранные формы кинетических уравнений справедливы и для внутридиффузионного режима. Наложение внутреннего транспорта изменит лишь значения постоянных коэффициентов йо и Е, но не вид функциональной зависимости [И]. Это обеспечивает большую гибкость выбранных форм кинетических уравнений. [c.341] Математическое описание процесса может быть представлено на основании кинетической схемы системой дифференциальных уравнений, описывающих материальный и тепловой балансы в элементарном слое реактора. [c.341] Как показали расчеты по методам, приведенным в главах II и III, процесс в промышленном реакторе можно считать близким к адиабатическому с режимом идеального вытеснения. Математическое описание таких аппаратов приведено в главе II. Применительно к процессу платформинга это описание дано в табл. [c.341] Для моделирования промышленных установок иногда нужно учитывать количества образующихся индивидуальных углеводородов бензола, толуола, ксилолов, что требует большей детализации состава сырья и изучения превращений в узких фракциях бензольной (62—85 °С), толуольной (85—110 °С), тяжелой (выше 110 °С). Можно, однако, учесть влияние фракционного состава, не увеличивая числа групповых компонентов, следующим образом. [c.342] В табл. Х-3 приведены коэффициенты кинетической модели платформинга для отечественного катализатора. Хотя возможно уточнение приведенных в ней значений кд ж Е для различных конкретных ситуаций, совпадение расчетных и промышленных данных во многих случаях оказывается удовлетворительным и без корректировки, что демонстрируется табл. Х-4. [c.344] Отметим, что в ходе работы активность катализатора снижается. Нами определены коэффициенты кщ—ко для разных текущих состояний катализатора, проработавшего ---ТООО ч [13]. Оказалось, что влияние времени работы катализатора можно учесть, если ввести зависимость (т) (см. табл. Х-3). [c.344] Из приведенных в табл. Х-4, а также в наших работах [9, 10, 13] данных видна удовлетворительная точность математического описания. [c.344] На рис. Х-2 приведена рассчитанная на ЭВМ траектория оптимального варианта. При низких температурах складываются более благоприятные условия для циклизации парафинов в первом реакторе. [c.346] Оптимальное распределение объемов катализатора по реакторам (проектная оптимизация) определяется выбором критерия оптимизации. Если максимизируется содержание ароматических углеводородов в катализате, то выгодным оказывается нарастание объемов реакторов по ходу продукта. Однако из наших расчетов следует, что оптимизация только изменением объема катализатора в реакторах малоэффективна она должна сопровождаться оптимизацией и по температурам входа в реакторы. Такая оптимизация выполнена нами ранее [9] для катализаторов АП-56, АП-64 и др. [c.346] Вернуться к основной статье