Риформинг

 

4.9 Расчет  материального баланса установки  получения ДИПЭ

Сырьем установки является ППФ с установки АГФУ-2 и вода, продуктами – ДИПЭ и непрореагировавшая ППФ, которую условно представляем как чистый пропан.

2CH3-CH=CH2+H2O→2C3H7-O-C3H7

Выход  ДИПЭ составляет:

 

где   – массовое содержание пропилена в сырье, % масс.;

102 и 42 – молярные массы  ДИПЭ и пропилена соответственно, кг/кмоль;

2 – число молекул пропилена,  необходимое для получения одной  молекулы ДИПЭ.

Результаты расчета приведены  в таблице 4.9. 

Таблица 4.9 –  Материальный баланс установки получения  ДИПЭ

 

Сырье и продукты	% масс. на сырье	% масс. на нефть	т/год	т/ч
ПРИХОД:
ППФ, в т.ч.:	100,00	0,31	37748,56	4,63
С3Н6	61,93	0,19	23377,28	2,86
С3Н8	38,07	0,12	14371,28	1,76
Н2О	13,27	0,04	5009,23	0,61
ИТОГО:	113,27	0,36	42757,79	5,24
РАСХОД:
ДИПЭ	75,20	0,24	28386,51	3,48
С3Н8	38,07	0,12	14371,28	1,76
ИТОГО:	113,27	0,36	42757,79	5,24

4.10 Расчет  материального баланса установки  получения МТБЭ

Сырьем установки является ББФ с установки АГФУ-2 и метанол, продуктами – МТБЭ и непрореагировавшая  ББФ. Условно принимаем, что изобутилен реагирует полностью, тогда выход  МТБЭ составляет:

 

где – массовое содержание изобутилена в сырье, % масс.;

88 и 56 – молярные массы  МТБЭ и изобутилена соответственно, кг/кмоль.

i-C4H8+CH3OH C4H9-O-CH3 

Результаты расчета приведены  в таблице 4.10

 

Таблица 4.10 –  Материальный баланс установки получения  МТБЭ

Сырье и продукты	% масс. на сырье	% масс. на нефть	т/год	т/ч
ПРИХОД:
ББФ в т.ч.:	100,00	0,37	44167,73	5,41
i-C4H8	18,02	0,07	7952,11	0,97
n-C4H8	34,71	0,13	15329,36	1,88
i-C4H10	32,54	0,12	14371,28	1,76
n-C4H10	14,73	0,05	6514,98	0,80
СН3ОН	10,30	0,04	4549,28	0,56
ИТОГО:	110,30	0,41	48717,00	5,97
РАСХОД:
МТБЭ	28,32	0,10	12508,30	1,53
непр. ББФ в т.ч.	81,98	0,30	36208,70	4,44
n-C4H8	34,71	0,13	15330,62	1,88
i-C4H10	32,54	0,12	14372,18	1,76
n-C4H10	14,73	0,05	6505,91	0,80
ИТОГО:	110,30	0,41	48717,00	5,97

 

4.11 Расчет  материального баланса комплекса  производства ароматических углеводородов

 

Принципиальная блочная  схема комплекса получения индивидуальной ароматики показана на рисунке 3.4.

Рисунок 3.4 ― Комплекс получения ароматических углеводородов

 

Сырье, выделенное из продуктов  риформинга в стабилизационной колонне К-1, подается в паровой фазе  на блок экстракционной дистилляции (ЭД) (технология выделения бензол-толуол-ксилольных (БТК) фракций из различных сырьевых компонентов, в том числе и из продуктов процесса бензинового риформинга, разработанная и внедренная в промышленном масштабе фирмой «Джи-Ти-Си»).

Принцип работы установки  экстракционной дистилляции основан  на изменении относительной летучести  компонентов в присутствии высокоселективного сольвента. Hoy-xay фирмы ― используемый абсорбент (экстрагент). Фирмой «Джи-Ти-Си» используется сольвент патентованного состава, получивший название «Тектив-100», компоненты которого взаимно усиливают действие друг друга и в итоге обеспечивают более высокую селективность и растворяющую способность сольвента, чем любой из его компонентов в отдельности.

Эксплуатация установки  ЭД очень проста и понятна, поскольку  разделение достигается за счет дистилляции  ― процесса, хорошо знакомого инженерам  и операторам технологических установок.

По данным фирмы «Джи-Ти-Си» ориентировочная стоимость строительства такой установки (блока), мощностью около 100 м3 сырья/час составляет 12-15 млн. долларов США. Кроме того, даются гарантии возможности работы описанной технологии на самом различном сырье, в том числе, богатом непредельными углеводородами.

Кроме риформата сырьем для получения параксилола может в потенциале служить фракция бензина пиролиза.

Выделенные ароматические  углеводороды разделяются с помощью  четкой ректификации на высокочистые бензол (99,99%) (К-2), толуол (99,99%) (К-3) и суммарные  ксилолы (К-4). Потери абсорбента на продукты составляет не более 1 ppm.

В отличие от бензола выделить чистый параксилол из его смеси с  изомерами более сложно. В таблице 3.2 приведены температуры кипения  и кристаллизации изомеров ксилола.

 

Таблица 3.2 ― Некоторые свойства изомеров ксилола

Изомер Температура кипения

при 101 кПа, °С Температура кристаллизации, °С

Этилбензол 136,0 -95,0

Параксилол 138,3 +13,2

Метаксилол 139,1 -47,9

Ортоксилол 144,3 -25,2

 

Из таблицы видно, что  их температуры кипения очень  близки. Наиболее просто с помощью  экстрактивной ректификации можно  выделить из смеси ортоксилол. Для того, чтобы из оставшейся смеси отогнать этилбензол требуется сверхчеткая дистилляция, причем количество тарелок в ректификационной колонне достигает 200-220 штук. Разделить же пара- и метаизомеры путем ректификации практически невозможно. В то же время отличие температуры кристаллизации параксилола от аналогичного параметра для иных изомеров позволило разработать эффективный, но затратный, способ разделения этих веществ методом низкотемпературной кристаллизации.

Пока наиболее эффективной  считается жидкофазная адсорбционная  технология фирмы UOP, получившая название «Parex» . В ней использован молекулярно-ситовой эффект. Молекулы параксилола имеют наименьший диаметр, по сравнению с остальными изомерами, но соизмеримый с диаметром входных окон в адсорбционные полости цеолитов типа BaX. Поэтому из смеси изомеров только молекулы параксилола могут проникнуть в поры вышеназванного адсорбента и адсорбироваться в них.

Неадсорбировавшиеся ароматические углеводороды отправляются на каталитическую изомеризацию для дальнейшего превращения в параксилол.

Для увеличения  производства параксилола в состав блока получения  ароматических углеводородов включена установка трансалкилирования и диспропорционирования толуола и ароматики С9 (технология «Таторей»). Сущность данного процесса заключается в том, что ароматческие углеводороды С9 и толуол под действием высоких температур в присутствии алюмоплатинового катализатора и водорода превращаются в ксилолы (в большей степени параксилол) и бензол. Причем выход ксилолов максимален (до 70%) при переработке сырья состоящего из 20-40 % толуола и 60-80 % С9 [7].

Результаты расчета приведены  в таблице 4.11.

Таблица 4.11 –  Материальный баланс комплекса производства ароматических углеводородов

Сырье и продукты	% масс. на сырье	% масс. на нефть	т/год	т/ч
ПРИХОД:
риформат-2	100,00	9,32	1118387,17	137,06
ИТОГО:	100,00	9,32	1118387,17	137,06
РАСХОД:
бензол	13,00	1,21	145390,33	17,82
параксилол	24,00	2,24	268412,92	32,89
ортоксилол	19,00	1,77	212493,56	26,04
ароматика С10+	4,00	0,37	44735,49	5,48
рафинат	27,50	2,56	307556,47	37,69
у/в C5-C6	11,00	1,03	123022,59	15,08
у/в газы С1-С4	1,50	0,14	16775,81	2,06
ИТОГО:	100,00	9,32	1118387,17	137,06

 

4.12 Расчет  материального баланса установки  ГФУ-1

Сырьем установки является смесь насыщенных газов и рефлюксов  с различных установок, продуктами разделения – сухой газ, пропан, изобутан, бутан. Состав газов для  различных установок принят по литературным данным [11]. Результаты расчета приведены  в таблице 4.12.

 

Таблица 4.12 –  Материальный баланс установки ГФУ

Сырье и продукты	% масс. на сырье	% масс. на нефть	т/год	т/ч
ПРИХОД:
у/в газы С1-С4 изомер.	2,11	0,09	10511,15	1,29
у/в газы С1-С4 КР-1	14,25	0,59	70904,45	8,69
у/в газы С1-С4 КР-2	28,06	1,16	139638,11	17,11
у/в газы С1-С4 ГО ДТ	15,04	0,65	74829,92	9,17
у/в газы С1-С4 ГО ШМФ	5,53	0,23	27501,20	3,37
у/в газы С1-С4 АВТ	31,64	1,31	157449,60	19,30
у/в газы С1-С4 Ar	3,37	0,14	16775,81	2,06
ИТОГО:	100,00	4,18	497610,23	60,98
РАСХОД:
сухой газ, в т.ч.:	29,80	1,24	148287,85	18,17
СН4	13,51	0,56	67227,14	8,24
С2Н6	16,29	0,68	81060,71	9,93
С3Н8	30,83	1,28	153413,23	18,80
i-С4Н10	14,66	0,61	72949,66	8,94
n-С4Н10	24,71	1,02	122959,49	15,07
ИТОГО:	100,00	4,15	497610,23	60,98