PETROLEUM
REFINING
Technology and Economics
Fifth Edition
James H. Gary
Glenn E. Handwerk
Mark J. Kaiser
CRC Press
Taylor & Francis Croup
bxa Raton London New fock
CRC Press [s an trnprinL of the
Taylor & Francis Craup, No informs business

Дж. X. Гэри, Г. Е. Хэндверк, М. Дж. Кайзер
ТЕХНОЛОГИИ
И ЭКОНОМИКА
Нефтепереработки
Перевод с английского языка 5-го издания
под редакцией О. Ф . Глаголевой
|и з дательство
Санкт-Петербург
2013
ЦЕНТР
ОБРАЗОВАТЕЛЬНЫХ
ПРОГРАММ
ПРОФЕССИЯ

УДК 665.63
ББК 35.514
Г987
Г987 Дж. X . Гэри, Г. Е. Хэндверк, М. Дж. Кайзер
Технологии и экономика нефтепереработки / Пер. с англ. 5 -го изд. под
ред. О. Ф. Глаголевой. — СП б.: ЦОП «Профессия», 2013. — 4 40 с., ил.
ISBN 978-5-91884-042-9
ISBN 978-0-8493-7038-0 (англ.)
В книге представлены основные процессы нефтепереработки, включая каталити­
ческий крекинг и гидрокрекинг, производство масел и сырья для нефтехимии. Рас­
сматриваются проблемы смешения и очистки нефтепродуктов, производства водо­
рода и добавок, приводятся практические примеры осуществления процессов.
Специальные разделы раскрывают экономические показатели нефтепереработ­
ки: капитальные и эксплуатационные затраты, расчеты оценки затрат, доходности
и сроков окупаемости проектов, а также содержат прикладные задачи экономики и
планирования.
Практические примеры и предлагаемые задачи к каждой главе позволят читателю
более эффективно освоить изложенный материал.
Книга предназначена для инженерно-технических специалистов нефтепереработ­
ки и нефтехимии разного уровня подготовки, научных сотрудников, преподавателей
и студентов профильных специальностей.
УДК 665.63
ББК 35.514
Copyright ©2007 Taylor & Francis Group, LLC
All Rights Reserved. Authorized translation from English language edition published by CRC Press,
part of Taylor & Francis Group, LLC
Все права защищены. Никакая часть данной книги не может быть воспроизведена
в какой бы то ни было форме без письменного разрешения владельцев авторских прав.
Информация, содержащаяся в данной книге, получена из источников, рассматриваемых
издательством как надежные. Тем не менее, имея в виду возможные человеческие или
технические ошибки, издательство не может гарантировать абсолютную точность
и полноту приводимых сведений и не несет ответственности завозможные ошибки,
связанные с использованием книга.
ISBN 978-0 -8493-7038-0 (англ.)
ISBN 978-5-91884-042-9
© 2007 by Taylor & Francis Group, LLC
© ЦОП «Профессия», 2013
© Перевод, оформление: ЦОП «Профессия», 2013

Оглавление
Предисловие к русскому изданию........................................................................... 10
Предисловие...................................................................................................................11
Благодарности...............................................................
13
Сведения об авторах........................................
14
Глава 1. Введение..........................................................................................................15
1.1. Процессы и операции нефтепереработки . ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ..16
1.2. Краткийисторическийобзор...............................................................................18
1.3 . Нефтепродукты: спрос и предложение...............................................................20
1.4. Статистикапо США...............................................................................................22
1.5.Мироваястатистика................................................................................................28
1.6. Особенностиотрасли.............................................................................................32
1.7 . Экономика нефтепереработки... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. 38
1.8. Оценказатрат..........................................................................................................41
1.9 . Сложность нефтеперерабатывающего завода ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .47
1.10. Технологическая схема нефтеперерабатывающего завода и порядок
изложения материала........................................................................................... 50
Глава2. Продукты нефтепереработки....................................................................59
2.1. Низкокипящиепродукты......................................................................................60
2.2. Бензин.......................................................................................................................63
2.3.Требованиякбензинам..........................................................................................68
2.4.Дистиллятныетоплива..........................................................................................71
2.5. Остаточные нефтяные топлива... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... . 75
Глава3. Сырье для нефтепереработки..........................
...77
3.1. Свойствасыройнефти...........................................................................................78
3.2. Составнефти............................................................................................................82
3.3 . Нефти, пригодные для производства битума.................................................... 86
Глава4. Перегонка нефти............................................................................................91
4.1. Обессоливаниенефти............................................................................................97
4.2.Атмосфернаяперегонка......................................................................................101
4.3.Вакуумнаяперегонка............................................................................................105

6
Оглавление
4.4 . Вспомогательное оборудование. .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... 109
4.5 . Продукты нефтеперегонной установки ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. 109
4.6 . Практический пример: нефтеперегонные установки.................................... 110
Задачи............................................................................................................................. 116
Глава5. Коксование и другие термические процессы.....................................118
5.1. Типы нефтяного кокса, его свойства и области применения..................... -1 19
5.2. Замедленноекоксование......................................................................................122
5.3 . Работа установки замедленного коксования. .. .. ... .. ... .
124
5.4. Флексикокинг........................................................................................................130
5.5. Флюидкокинг.........................................................................................................132
5.6. Выход продуктов процессов флексикокинга и флюидкокинга. .. ... .. .. ... .. ... ..133
5.7 . Капитальные затраты и расход энергоносителей для установок
флексикокинга и флюидкокинга........................................................................ 134
5.8. Висбрекинг..............................................................................................................135
5.9. Практический пример: замедленное коксование...........................................141
Задачи............................................................................................................................. 143
Глава 6. Каталитический крекинг............................................................................145
6.1. Каталитический крекинг в псевдоожиженном слое. .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... . 147
6.2. Новые конструкции установок каталитического крекинга
в псевдоожиженном слое.................... ,. .. .. ..
158
6.3. Реакциикрекинга.................................................................................................159
6.4. Крекингпарафинов..............................................................................................160
6.5.Крекинголефинов................................................................................................160
6.6. Крекинг нафтеновых углеводородов... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... ..161
6.7. Крекинг ароматических углеводородов ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. 161
6.8. Катализаторы крекинга... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. .
161
6.9. Предварительная обработка сырья FCC............................................................ 165
6.10. Параметрыпроцесса...................................................................................
166
6.11. Утилизация энергии дымовых газов ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .169
6.12. Оценкавыходапродуктов..................................................................................170
6.13. Капитальные и эксплуатационные затраты. .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. 179
6.14. Практический пример: установка каталитического крекинга....................180
Задачи............................................................................................................................. 182
Глава7. Каталитический гидрокрекинг.................................................................186
7.1. Реакциигидрокрекинга........................................................................................188
7.2. Подготовка сырья..................................................................................................190
7.3. Процессы гидрокрекинга... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. 191
7.4. Катализаторы гидрокрекинга..............................................................................193
7.5. Параметрыпроцесса.............................................................................................195
7.6. Выход продуктов гидрокрекинга. .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. .. 196
7.7. Капитальные и эксплуатационные затраты... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... . 200

Оглавление
7
7.8. Режимы работы установки гидрокрекинга... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. . 202
7.9. Практический пример: установка гидрокрекинга.......................................... 202
Задачи............................................................................................................................ 204
Глава 8. Гидропереработка и переработка остатков.......................................206
8.1. Состав вакуумных остатков..;.. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... 206
8.2. Вариантыпереработки........................................................................................208
8.3.Гидропереработка..................................................................................................209
8.4. Процессы гидрокрекинга в кипящем слое катализатора. .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. . 211
8.5. Установки гидропереработки в движущемся слое... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. 214
8.6. Экстракциярастворителями..............................................................................215
8.7. Заключение............................................................................................................217
Глава9. Гидроочистка...............................................................................................219
9.1. Катализаторы гидроочистки ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. . 221
9.2. Снижение содержания ароматических углеводородов . .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... . 222
9.3.Реакции..................................................................................................................224
9.4. Параметрыпроцесса.............................................................
225
9.5. Капитальные и эксплуатационные затраты... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... . 225
9.6. Практический пример: установки гидроочистки........................................... 227
Задачи............................................................................................................................ 230
Глава 10. Каталитический риформинг и изомеризация..................................232
10.1. Реакции................................................................................................................233
10.2. Подготовкасырья...............................................................................................239
10.3. Процессы каталитического риформинга... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. .. 239
10.4. Катализаторриформинга..................................................................................242
10.5. Конструкцияреакторов.....................................................................................244
10.6. Выходпродуктов изатраты..............................................................................245
10.7. Изомеризация.....................................................................................................248
10.8 . Капитальные и эксплуатационные затраты. .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. 251
10.9. Выходпродуктовизомеризации......................................................................252
10.10. Практический пример: установки гидроочистки, каталитического
риформинга и изомеризации бензиновых фракций.................................. 253
Задачи.......................................................................................................................... 255
Глава 11. Алкилирование и полимеризация..................................................... 257
11.1. Реакции алкилирования....................................................................................257
11.2. Параметрыпроцесса..........................................................................................259
11.3 . Сырье для процессов алкилирования .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .261
11.4. Продуктыалкилирования..................................................................................262
11.5. Катализаторы......................................................................................................263
11.6 . Процессы фтористоводородного алкилирования... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... . 263
11.7 . Процессы сернокислотного алкилирования... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. . 265
11.8. Сравнениепроцессов.........................................................................................271

8
Оглавление
11.9 . Выход продуктов и затраты на процесс алкилирования ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. 272
11.10. Вопросыбезопасности.....................................................................................275
11.11 . Полимеризация. .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. ..
;............................................. 275
11.12. Практический пример: алкилирование и полимеризация........................280
Задачи.............................................................................................................................282
Глава 12. Смешение нефтепродуктов................................................................... 284
12.1.ДавлениепаровпоРейду...................................................................................286
12.2. Октановоечисло смеси......................................................................................290
12.3.Другиесвойствасмесей.....................................................................................290
12.4. Практический пример: приготовление бензина........................................... 301
12.5. Практический пример: приготовлениедизельного и реактивного топлив... 304
Задачи.......................................................................................................................... 306
Глава 13. Вспомогательные процессы.........................
308
13.1 . Производство и очистка водорода ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ..308
13.2. Установкапереработкигаза...............................................................................313
13.3.Удалениекислыхгазов.......................................................................................318
13.4. Процессы извлечения серы.. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ...
320
13.5. Экологические аспекты в нефтепереработке ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. ..328
13.6. Переработка сточных вод..................................................................................328
13.7. Ограничение загрязнения воздушной среды. .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... 329
13.8. Контрольуровняшума......................................................................................330
13.9 . Практический пример: установки переработки газа, аминовой очистки
и извлечения серы................................................................................................ 330
Глава 14. Экономика и планирование в нефтепереработке...........................334
14.1 . Представление о линейном программировании ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. . 335
14.2 . Модели линейного программирования нефтепереработки .. ... .. .. ... .. ... .. .. ...336
14.3. Прикладные задачи экономики и планирования.. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ...339
Задачи.......................................................................
346
Глава 15. Компоненты смазочных масел..............................................
348
15.1. Получениесмазочныхмасел............................................................................350
15.2. Пропановая деасфальтизация ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. .. 350
15.3. Повышение индекса вязкости и селективная очистка... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ..353
15.4. Повышение индекса вязкости и гидрокрекинг ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .357
15.5.Депарафинизация...............................................................................................357
15.6.Гидродоочистка....................................................................................................362
15.7 . Контактная доочистка глинами ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. . -363
15.8 . Воздействие на окружающую среду ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... . 363
Глава 16. Нефтехимическое сырье...........................................
365
16.1. Производство ароматических углеводородов. .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ..365

Оглавление
9
16.2 . Производство ненасыщенных углеводородов.. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .375
16.3 . Производство насыщенных углеводородов .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. . 376
Глава 17. Производство добавок к топливам из нефтезаводского сырья .......379
17.1. Применение спиртов и эфиров. .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ..379
17.2. Реакцииполучения эфиров..............................................................................381
17.3. Процессы получения эфиров ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... 382
17.4. Выходпродуктов.................................................................................................383
17.5 . Затраты на производство эфиров ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. .385
17.6.Производствоизобутилена...............................................................................386
17.7 . Промышленные процессы дегидрирования... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. .. 388
17.8 . Процесс Catofin компании Houdry................................................................... 388
17.9 . Процесс Star компании ConocoPhillips Petroleum........................................... 389
17.10. Процесс Oleflex компании UOP.......................................................................389
17.11 . Процесс Snamprogetti—Ярсинтез. .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .390
17.12. Затраты на производство изобутилена из изобутана. .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... . 390
17.13. Терминология международного союза теоретической
и прикладной химии (IUPAC)..........................................................................390
17.14. Производство изооктена и изооктана. .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. .391
Глава 18. Оценка затрат...................................................................
394
18.1. Эмпирическиеоценки.......................................................................................394
18.2. Оценкинаосновекривыхзатрат......................................................................394
18.3 . Оценки по затратам на основное оборудование . ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. . 395
18.4. Сметные оценки..................................................................................................396
18.5. Своднаяформадляоценкизатрат..................................................................396
18.6. Хранилища...........................................................................................................396
18.7 . Потребность в земельной площади и емкости хранилищ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... 397
18.8. Паровыесистемы................................................................................................398
18.9 . Системы водяного охлаждения... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. ..398
18.10. Другие инженерные системы. .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... . 399
18.11. Применение методов оценки затрат ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. .401
Задачи............................................................................................................................ 414
Глава 19. Экономическая оценка.............................................................
416
19.1. Определения......... ...............................................................................................416
19.2 . Рентабельность первоначальных капиталовложений.. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. 417
19.3.Срококупаемости...............................................................................................418
19.4 . Дисконтированная рентабельность . .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. .. ... .. ... .. . 418
19.5 . Практический пример: экономическая оценка......................... :.. ... .. .. ... .. ... 421
19.6. Практический пример: экономическое решение........................................ .426
Задачи............................................................................................................................ 428
Глоссарий................................................................................................................
430

Предисловие
к русскому изданию
Книга написана специалистами в области нефтехимии и технологии переработки
нефти, а также энергетической политики и экономики нефтепереработки.
В первой главе авторы приводят краткие исторические сведения о развитии от­
расли, характеризуют ее структуру, основные продукты, свойства нефти, разъясняют
ключевые понятия, дают краткие сведения о сложности НПЗ и приводят порядок из­
ложения материала. Все это знакомит читателя с общей концепцией книги . В отдель­
ных главах дается краткая характеристика основных процессов нефтепереработки,
включая гидрокрекинг, производство масел и сырья для нефтехимии. Даются выходы
продуктов, приводятся практические примеры осуществления процессов, эксплуа­
тационные затраты, экологические особенности.
Большой интерес представляют разделы, связанные с проблемой смешения не­
фтепродуктов, производства и очистки водорода, производства добавок, атакже опи­
сывающие процессы очистки нефтепродуктов.
Важную роль играют разделы, связанные с экономикой нефтепереработки. Уже
в первой главе затрагиваются вопросы сложности и доходности нефтепереработ­
ки, оценки затрат, раскрывается понятие об индексах затрат Нельсона—Фарра­
ра, приводятся практические примеры. В специальных главах (18 и 19), целиком
посвященных вопросам экономики и планирования нефтепереработки, даются
основные понятия и положения, расчеты оценки затрат, прикладные задачи эконо­
мики и планирования и т. д.
Книга привлекает еще и тем, что авторы формулируют основные проблемы при­
менительно к отдельным процессам нефтепереработки и в конце глав предлагают
задачи, решение которых позволит читателю более эффективно освоить материал,
изложенный в данной главе.
Необходимо отметить, что приводимые в экономических разделах данные отно­
сятся к 2007 году (году последнего, 5-го издания оригинала книги), что следует учи­
тывать, принимая во внимание те изменения, которые произошли с тех пор в ценах
на нефть и нефтепродукты. Однако те тенденции, которые при этом сохраняются,
позволяют считать эти разделы актуальными и в настоящее время. Кроме того, надо
отметить, что некоторые данные, приводимые в экономических разделах, не совпа­
дают с отечественными. Прежде всего, это относится к разнице в определении вели­
чин налогов, разнице в ценах, зарплате и т. д. Однако приведенные в книге сведения
представляют определенный интерес и для нас, так как позволяют сопоставить' ряд
показателей отечественной и американской нефтепереработки.
Все вышеизложенное позволяет считать данную книгу полезной, своевременной
и необходимой не только для тех, кто осваивает профессию, но и для специалистов,
занимающихся практической работой в области нефтепереработки и нефтехимии.
О. Ф. ГЬаголева

Предисловие
Кончина Гленна Хэндверка, соавтора предыдущего издания, отличного спе­
циалиста, обладающего немалым опытом разработки технологических установок
нефтепереработки, контроля их сооружения и эксплуатации, сильно затруднила
подготовку настоящей книги. Его знания и опыт во многом гарантировали досто­
верность сведений о капитальных и эксплуатационных затратах на рассматривае­
мые здесь процессы. Он был незаменимым консультантом многих компаний, а его
работы по-прежнему востребованы во всех аспектах отрасли. Его будет нам очень
недоставать.
Обладая немалым опытом подготовки данных по себестоимости производства
и расходу энергоносителей в химической и нефтяной отраслях промышленности,
Марк Кайзер сделал все для того, чтобы восполнить потери, связанные с кончиной
Гленна Хэндверка. Помощь Марка Кайзера и готовностьДэвида Геддеса подготовить
главу 14 («Экономика и планирование в нефтепереработке») позволили нам осуще­
ствить выпуск пятого издания. Мы весьма признательны им за помощь.
Сегодня нефтеперерабатывающие компании сталкиваются с необходимостью ин­
вестировать миллиарды долларов в оборудование, чтобы соблюсти экологические
требования, которые зачастую вводятся из-за политических соглашений, плохо учи­
тывающих собственное влияние на экономику и экологию. Правила, устанавливае­
мые законами и нормативами, меняются достаточно часто. Так как проектирование
и сооружение новых технологических установок занимают как минимум несколько
лет, нефтеперерабатывающие компании вынуждены вкладывать миллионы и милли­
арды долларов в сооружение оборудования, которое ко времени его ввода в строй уже
может перестать отвечать новым требованиям. Сегодня немало средств вкладывается
в разработку реформулированных топлив, почти не оказывающих вредного воздей­
ствия на окружающую среду. Кроме того, ведется большая работа по производству
возобновляемых топлив, с тем чтобы Соединенные Штаты могли сами обеспечивать
свои энергетические потребности.
Разработка альтернативных возобновляемых топлив существенно важна, но это,
скорее всего, долговременный проект. Согласно предписанию Конгресса, к2012 году
7,5 млрд галлонов из всего объема транспортных топлив должны обеспечиваться
за счет возобновляемых источников. Эта цифра кажется довольно большой, но при
современном уровне потребления в Соединенных Штатах этого объема топлива хва­
тит всего лишь на 3 недели. '
Желательно также, чтобы моторные топлива не только были возобновляемыми,
но и не загрязняли окружающую среду. В настоящее время единственными экологи­
чески чистыми источниками энергии являются солнечная энергия, электрическая

12
Предисловие
и водород. У нефтяной промышленности остается не так уж много времени, чтобы
привести свою деятельность в соответствие экологическим нормам. Очевидно, что
сумеют выжить лишь те компании, которые используют опыт и квалификацию своих
инженеров и исследователей с максимальной эффективностью.
При подготовке данного издания мы учитывали как новые экологические требо­
вания в промышленной сфере, так и возрастание доли сырья с высоким содержанием
серы и металлов, а также тяжелой нефти. Все эти факторы влияют и на варианты пе­
реработки, и на технологическое оборудование, необходимое для современного не­
фтеперерабатывающего завода.
В книге изложены ключевые вопросы современной технологии и экономики не­
фтепереработки, полезные как справочный материал для технических руководите­
лей, инженеров-практиков, преподавателей, аспирантов и студентов старших курсов
химико-технологических высших учебных заведений . Затронуты экологические
аспекты использования нефтезаводских топлив; показано и место реформулирован­
ных топлив в номенклатуре продукции нефтеперерабатывающих заводов.
Наряду с основными процессами нефтепереработки, описываются физические
и химические свойства нефти и нефтепродуктов. Приводятся данные, необходимые
для определения выхода типичных продуктов, а также капитальных и эксплуатаци­
онных затрат на основные процессы нефтепереработки и вспомогательные процессы.
Приводимые здесь сведения по капитальным и эксплуатационным затратам и рас­
ходу энергоносителей цредставляют собой усредненные типичные данные за по­
следние годы. Таким образом, эта информация дает лишь приближенную оценку
экономических показателей различных схем нефтепереработки и является недоста­
точно точной для исчерпывающего сравнения альтернативных процессов.
Напротив, данные по выходу продуктов процессов предоставляются в объеме,
достаточном для составления полного материального баланса на основании физи­
ческих свойств. Везде, где это возможно, для альтернативных патентованных ката­
лизаторов и процессов представлены данные о средней величине выхода продуктов
каталитических реакций.
Изложение материала во многом исходит из анализа конкретных ситуаций. Рас­
смотрение практических примеров начинается в главе 4 («Перегонка нефти») и за­
канчивается в главе 19 («Экономическая оценка»), В конце книги дается словарь
терминов нефтепереработки. В каждой главе есть ссылки на полезные литературные
источники.
Подготавливая данное издание, мы подошли с максимальной ответственностью
к освещению вопросов эксплуатации, проектирования и оценки в области нефтепе­
реработки. Эта книга отражает как наш непосредственный опыт, так и знания, кото­
рыми с нами любезно поделились наши коллеги и единомышленники.

Благодарности
Мы выражаем признательность всем тем, кто поделился с нами ценной информа­
цией, без которой эта книга вряд ли была бы написана.
Большую помощь нам оказали следующие компании:
• Exxon Research and Engineering;
• Fluor Daniel;
• Stratco, Inc.;
• M. W . Kellogg Co.;
• UOP.
Важные технические сведения, использованные в различных изданиях этой
книги, нам предоставили:
• РобертУ. Баклин;
• Стив Чафин;
• Д. А. Чешир;
• Джек С. Корлью;
• Гэри Л. Эви;
• Р. М. Герен;
• ЭндиГолсби;
• Джефф Г. Хэндверк;
• ВиронД. Килуэр;
• Джей М. Киллен;
• Дэвид Р. Лор;
• Джеймс Р. Макконахью;
• Джилл Мейстер;
• Джеймс Р. Мерфи;
• Марвин А. Проше;
• Эд Дж. Смет;
• Делберт Ф. Толен;
• Дональд Б. Траст;
• Уильям Т. Уор;
• Дайана Йорк.
Особую признательность заслуживают Джеймс К. Арбакл за превосходно выпол­
ненные диаграммы, Пэт Мэдисон из Golden Software Со. за программу Grapher 6, с по­
мощью которой были построены кривые затрат, Эндрю Персичетги за подготовку
схем и рисунков и Джейн 3. Гэри, которая помогла нам в редактировании текста.
Джеймс X. Гэри

Сведения об авторах
Доктор Джеймс X. Гэри — почетный профессор кафедры химических техноло­
гий и переработки нефти Института природных ресурсов штата Колорадо в Голде­
не. Ранее он возглавлял эту кафедру, был деканом факультета и вице-президентом по
академическим вопросам. Он проводил курсы по нефтепереработке и нефтехимии
и был научным руководителем исследовательских проектов по удалению соедине­
ний азота и серы из жидких углеводородов и переработке тяжелой нефти. Он являлся
также директором ежегодного симпозиума по сланцевой нефти Института природ­
ных ресурсов штата Колорадо. Д-р Гэри написал свыше 40 работ, опубликованных
в разных технических журналах. Он работает в БРОН Со. (ранее — в Standard Oil Со.),
обладает несколькими патентами в области топлив и их производства и консульти­
рует ряд нефтяных компаний. Гэри получил степени бакалавра и магистра наук в По­
литехническом институте штата Вирджиния и степень доктора наук в университете
штата Флорида. Он является членом ученого совета Американского института инже­
неров-химиков и членом таких организаций, как Американская ассоциация содей­
ствия развитию науки, научно-исследовательское общество Sigma Xi и Американское
химическое общество. Кроме того, д-р Гэри — дипломированный инженер в штатах
Колорадо и Огайо.
Марк Дж. Кайзер
—
профессор-исследователь и руководитель научно -иссле­
довательских работ в Центре энергетических исследований. Кроме того, он адъ­
юнкт-профессор кафедр технологии нефтедобычи и экологических исследований
Университета штата Луизиана в Батон-Руж. Область его научных интересов охва­
тывает нефтегазодобывающую и нефтеперерабатывающую отрасли, оценку затрат,
финансовый анализ, моделирование инфраструктуры и энергетическую политику.
До перехода в 2001 году в Университет штата Луизиана он занимал должности в уни­
верситете г. Оберн, Американском университете Армении и университете г. Уичита .
Д-р Кайзер был консультантом и техническим экспертом многих государственных
агентств и частных фирм. Он является членом Общества инженеров-нефтяников, Ас­
социации энергетической экономики США и Международной ассоциации по энер­
гетической экономике. Д -р Кайзер получил в университете Пердью степень бакалавра
сельскохозяйственного машиностроения и степень магистра и доктора в области ор­
ганизации промышленного производства.

Глава 1. Введение
Нефть — сложная смесь углеводородов, встречающаяся в природе в жидком, газо­
образном или твердом виде. Под нефтью часто упрощенно понимают лишь жид­
кую ее форму; на самом деле это понятие включает также природный газ и твердый
битум. Слово нефть (petroleum), или «каменное масло», происходит от латинских слов
petra (камень) и oleum (масло). Оно было впервые употреблено в 1546 году в трактате
De Natura Fossilium Георга Бауэра (Агриколы) [1].
Небольшие поверхностные выходы природного газа и нефти известны человечеству
с древнейших времен. Древние шумеры, ассирийцы и вавилоняне использовали нефть
и асфальт еще 5000 лет тому назад. Египтяне применяли нефть как оружие; в раннехри­
стианскую эпоху арабы и персы перегоняли нефть для получения горючих продуктов.
Вероятно, в результате арабского вторжения в Испанию перегонка нефти к XII веку
стала известйа и в Западной Европе [1]. Однако до начала XIX века нефть не находила
широкого коммерческого использования. Это объяснялось как отсутствием развитых
рынков ее применения, так и невозможностью гарантировать бесперебойное снабже­
ние ею. Только с открытием керосина нефть стала коммерческим товаром .
В 1846 году Авраам Гезнер открыл процесс получения жидкого горючего из угля,
которое он назвал «керосином» (или угольным маслом) и стал продавать для ос­
вещения улиц в Галифаксе, Новая Шотландия [2, 3]. В то время основным лампо­
вым горючим служил китовый жир, сгорающий полнее, чем другие животные жиры,
и издающий меньше запаха. Однако он обходился дорого. К середине XIX столетия
поиск китов становился все более затруднительным, так как их популяция стреми­
тельно сокращалась из-за массового забоя . В 1854 году Джордж Биссель и группа
инвесторов воспользовались услугами Бенджамина Силлимана-младшего, поручив
ему изучить возможность использования нефти, выходы которой были обнаружены
в штате Пенсильвания, как замену китовому жиру То, что нефть горит, было извест­
но давно, но ее не рассматривали как приемлемый источник света, поскольку при го­
рении она выделяла много сажи и дыма. Силлиман установил, что одна из фракций
(которую стали называть керосином), получаемых при кипении и перегонке нефти
при различных температурах, представляет собой качественное осветительное масло.
Та же группа инвесторов поручила Эдвину Дрейку найти надежный источник нефти,
и в августе 1859 года он пробурил в Титусвилле, штат Пенсильвания, первую в Соеди­
ненных Штатах промышленную нефтяную скважину.
Первые нефтеперегонные заводы строили на месте существующих заводов по пе­
реработке угля либо там, где находили нефть. Первоначально они представляли

16
Глава 1. Введение
собой простые аппараты в виде горизонтально расположенных емкостей, в которых
нефть подозревали для отделения летучих компонентов. Первый в мире нефтепере­
гонный завод был открыт в Плоешти, Румыния, в 1856 году. В Соединенных Шта­
тах первый нефтеперегонный завод заработал в 1861 году. Развитие электричества
и появление двигателя внутреннего сгорания в течение последующих десятилетий
повысили спрос на очищенные продукты, такие как бензин и дизельное топливо.
Воздушные перевозки и Вторая мировая война сформировали спрос на высоко­
октановый авиационный бензин, а позже и на реактивное топливо. Сегодня не­
фтепереработка — зрелая отрасль промышленности с развитой инфраструктурой
и технологической базой, использующая сложный комплекс технологического
оборудования для превращения сырой нефти в продукты, представляющие цен­
ность для потиебителей.
1.1. ПРОЦЕССЫ И ОПЕРАЦИИ НЕФТЕПЕРЕРАБОТКИ
Сырая нефть в ее естественном состоянии не представляет ценности для потре­
бителей и должна быть переработана в продукты, имеющие рыночный спрос. Про­
цессы переработки предусматривают использование разнообразных физических
и химических методов. Превращение нефти и других углеводородов в нефтепродук­
ты требует различных химических реакций, происходящихв широком диапазоне тех­
нологических процессов при различных рабочих условиях. Ключевые факторы этих
реакций — температура, давление, катализаторы и химреагенты.
Переработка нефти начинается с ее нагревания до кипения, что необходимо для
ее разделения на отдельные фракции, или погоны. Через процесс перегонки прохо­
дит вся нефть, поступающая на нефтеперерабатывающий завод (НПЗ). Поэтому про­
пускную способность НПЗ принято выражать через его нефтеперегонную мощность.
Пропускную способность выражают двумя разными величинами: количеством бар­
релей за рабочие сутки (BPSD — barrels per stream day) и количеством баррелей за ка­
лендарные сутки (BPCD — barrelsper calendar day). Пропускная способность в баррелях
за рабочие сутки — это выраженный в баррелях максимальный объем поступающей
на НПЗ нефти, который нефтеперегонные сооружения завода способны перерабо­
тать при оптимальных показателях качества нефти и номенклатуры продукции и при
отсутствии непроизводительных временных затрат. Пропускная способность в барре­
лях за календарные сутки — выраженный в баррелях объем поступающей нефти, ко­
торый нефтеперегонные сооружения завода способны переработать при нормальных
рабочих условиях с учетом типов и марок производимой продукции, экологических
ограничений, а также плановых и внеплановых временных затрат на обслуживание,
ремонт и простои. Пропускная способность в BPSD на несколько процентов выше,
чем в BPCD.
После разделения нефти каждая из фракций подвергается дальнейшему превра­
щению, достигаемому изменением размеров и структуры молекул путем }фекинга,
риформинга и других процессов. Для удаления нежелательных компонентов и улуч­
шения качества топлива превращенные продукты подвергаются различным процес­
сам обработки и разделения (рис. 1.1).

1
.
1
.
П
р
о
ц
е
с
с
ы
и
о
п
е
р
а
ц
и
и
н
е
ф
т
е
п
е
р
е
р
а
б
о
т
к
и
1
7
С
Б
с
о
э
и
н
э
т
э
т
и
е
я
л
э
и
ь
п
Р
и
с
.
1
Л
.
Б
л
о
к
-
с
х
е
м
а
н
е
ф
т
е
п
е
р
е
р
а
б
о
т
к
и
£
S
□
а
.
к
д
>
S
е
;
щ

18
Глава 1. Введение
Процессы и операции нефтепереработки подразделяются на четыре основных
типа [4].
1. Перегонка — разделение нефти в атмосферной и вакуумной колоннах на груп­
пы углеводородных соединений по массам молекул и интервалам кипения.
2. Процессы превращения, изменяющие размеры или структуру молекул углево­
дородов с помощью:
1) разложения (расщепление крупных молекул на меньшие с более низкими
температурами кипения посредством крекинга и сопутствующих процессов);
2) объединения (соединение малых молекул в более крупные алкилировани­
ем, полимеризацией и сопутствующими процессами);
3) риформинга (перестройка геометрической структуры молекул изомериза­
цией, каталитическим риформингом и сопутствующими процессами).
3. Процессы очистки, предназначенные для подготовки углеводородов к допол­
нительной переработке и получения готовых продуктов с помощью химического или
физического разделения. В число подобных процессов входят обессоливание, гидро­
обессеривание, селективная очистка, осветление (очистка от меркаптановой серы),
экстракция растворителями и депарафинизация.
4. Смешение — процесс смешения и соединения углеводородных фракций, доба­
вок, присадок и других компонентов, направленный на получение готовых продук­
тов со специфичными эксплуатационными свойствами.
5. Другие процессы, в том числе извлечение легких фракций, отгонка кислой
воды, переработка твердых отходов и сточных вод, очистка и охлаждение технологи­
ческой воды, хранение и перекачка, перемещение продуктов, производство водоро­
да, очистка кислых и хвостовых газов, а также производство серы.
Работа любых НПЗ протекает в условиях многочисленных ограничений, налагае­
мых физическими законами, экономическими факторами, определяющими затраты
и производственные требования, а также нормативными правилами, регламенти­
рующими производственную деятельность и технические требования к продуктам.
Между всеми этими составляющими существуют сложные взаимосвязи.
1.2. КРАТКИЙ ИСТОРИЧЕСКИЙ ОБЗОР
В первых НПЗ подогрев нефти и испарение ее летучих компонентов осуществля­
лись в горизонтальных резервуарах, приподнятых над поверхностью земли. Горячие
пары поднимались, охлаждались и конденсировались в периодическом процессе.
Для отделения разных фракций процесс повторяли при различных температурах.
Технология отличалась простотой, сооружение НПЗ не вызывало особых проблем,
и вскоре нефтеперерабатывающие мощности превзошли объемы добычи сырой
нефти. Необходимость улучшения разделенияпродуктов привелакпоявлению фрак­
ционирующих колонн, что позволило разделять в непрерывном процессе погоны
с разными интервалами кипения. Джон Д . Рокфеллер, пытаясь укрепить нефтепе­
рерабатывающий бизнес в США, в 1870 году создал вместе с партнерами компанию
Standard Oil [5]. К1879 году Standard Oil контролировала 90 % нефтеперерабатываю­
щих мощностей США [3].

1.2 . Краткий исторический обзор
19
Формирование крупномасштабного производства нефтепродуктов привело к зна­
чительному росту количества автомобилей и повышению спроса на бензин. Однако
процессы перегонки моглидавать, в зависимости от состава нефти, лишь определенное
количество бензина. Поэтому ученые и инженеры стали искать новые пути повышения
его выхода и эксплуатационныхкачеств. Первыми в 1913 году были открыты процессы
термического крекинга, в которых для расщепления, перестройки и соединения моле­
кул углеводородов использовались факторы температуры и давления (табл. 1.1).
Краткая предыстория нефтепереработки
Таблица 1.1
Год Название процесса
Цель
Побочные продукты и т. д.
1862 Атмосферная
перегонка
Производство керосина
Нафта, остаток и др.
1870 Вакуумная перегонка Смазочные масла (первоначально).
Сырье для крекинга (1930-е годы)
Асфальт, остаточное
сырье для коксования
1913 Термический крекинг Повышение выхода бензина
Остатки, судовое топливо
1916 Обессеривание
Снижение содержания серы
и устранение запаха
Нет
1930 Термический
риформинг
Повышение октанового числа Остатки
1932 Гидрирование
Удаление серы
Сера
1932 Коксование
Производство компонентов бензина Кокс
1933 Экстракция
растворителями
Повышение индекса вязкости сма­
зочных масел
Ароматические углево­
дороды
1935 Депарафинизация
растворителями
Снижение температуры текучести Парафин
1935 Каталитическая
полимеризация
Повышение выхода и октанового
числа бензина
Нефтехимическое сырье
1937 Каталитический
крекинг
Производство бензина с повышен­
ным октановым числом
Тоже
1939 Висбрекинг
Снижение вязкости
Повышенный выход дис­
тиллятов, смола
1940 Алкилирование
Повышение выхода и октанового
числа бензина
Высокооктановый авиа­
ционный бензин
1940 Изомеризация
Производство сырья для алкили­
рования
Бензиновые фракции
1942 Каталитический
крекинг в псевдо­
ожиженном слое
Повышение выхода и октанового
числа бензина
Нефтехимическое сырье
1950 Деасфальтизация
Повышение выхода сырья для кре­
кинга
Асфальт
1952 Каталитический
риформинг
Превращение низкокачественно­
го бензина
Ароматические углево­
дороды
1954 Гидрообессеривание Удаление серы
Сера

20
Глава 1. Введение
Окончание табл. 1 .1
Год Название процесса
Цель
Побочные продукты и т. д .
1956 Осветление
ингибиторами
Удаление меркаптанов
Дисульфиды
1957 Каталитическая
изомеризация
Превращение в продукт с более
высоким октановым числом
Сырье для алкилирова­
ния
1960 Гидрокрекинг
Улучшение качества продукта
и снижение содержания серы
Тоже
1974 Каталитическая
депарафинизация
Снижение температуры потери те­
кучести
Парафин
1975 Гидрокрекинг остат­
ков
Повышение выхода бензина
из остаточного сырья
Тяжелые остатки
Источник- OSHA Technical Manual, раздел IV, глава 2 «Процессы переработки нефти», Управ­
ление по технике безопасности и гигиене Министерства труда США, Вашингтон, округ Колум­
бия, 2005 год.
Внедрение во второй половине 1930-х годов процессов каталитического крекинга
и изомеризации удовлетворило спрос на высокооктановый бензин. Эжен Гудри раз­
работал первый промышленный процесс крекинга с участием катализаторов из гли­
нистых минералов, расщепляющий крупные углеводородные молекулы; продукты
преобразовывались в разветвленные парафины, нафтены и ароматические углеводо­
роды с требуемыми свойствами [6]. В конце 1930-х годов появился процесс висбре­
кинга — еще одна форма термического крекинга, дающая более ценные продукты.
В 1940-х годах для получения высококачественных авиационных военных топлив
были разработаны процессы алкилирования, которые впоследствии стали широко
использоваться при изготовлении компонентов бензина [7].
Для повышения октанового числа бензина, достигаемого превращением линей­
ных углеводородных молекул в разветвленные, был разработан процесс изомериза­
ции. В рамках риформинга было открыто каталитическое действие определенных
веществ (таких как платина, диспергированная на алюмооксидной подложке), что
позволило осуществлять риформинг и дегидрирование линейных углеводородов
с низким октановым числом до ароматических углеводородов и их разветвленных
изомеров с более высокими октановыми числами. К середине 1950-х годов относится
появление процесса, названного гидроочисткой, который удалял примеси, способ­
ные отравлять катализаторы риформинга. В 1960-х годах были разработаны улуч­
шенные катализаторы и такие процессы, как гидрокрекинг, позволяющие повысить
выход бензина и улучшить его антидетонационные характеристики.
1.3. НЕФТЕПРОДУКТЫ: СПРОС И ПРЕДЛОЖЕНИЕ
В течение двух последних десятилетий спрос на нефтепродукты в Соединенных
Штатах неизменно повышался, что было обусловлено ростом населения, предпочте­
нием, отдаваемым американцами более тяжелым и мощным автомобилям, а также

1.3. Нефтепродукты: спрос и предложение
21
ростом объема пассажирских и грузовых перевозок. В 2005 году спрос на продукты не­
фтепереработки в Соединенных Штатах составил 21 млн баррелей в сутки (BPD) (8],
что равносильно ежесуточному потреблению около 20 фунтов нефти на душу насе­
ления. Транспортный сектор потреблял около 14 млн баррелей в сутки, тогда как
на промышленный, коммунально-торговый и энергетический секторы приходилось
соответственно 4,2 и 1 млн баррелей в сутки.
Спрос на нефть и нефтепродукты в США превышает объемы внутренней добычи.
Поэтому Соединенные Штаты импортируют не только сырую нефть, но и различ­
ные промежуточные и готовые нефтепродукты. В настоящее время США импорти­
руют около 60 % необходимого количества нефти, оставаясь одним из крупнейших
в мире ее производителей. Вместе с тем долгосрочные перспективы США по нефте­
добыче не вселяют надежды, так как на их долю приходится всего около 3 % от дока­
занных мировых запасов [9].
Сырая нефть и промежуточные продукты перерабатываются на НПЗ в бензин,
сжиженные нефтяные газы (этан, пропан, бутан), кокс и керосин, а также в такие
топлива, как дистиллятные нефтяные (дизельное, бытовое печное и промышлен­
ное топлива), реактивные (керосинового и бензинового типа) и остаточные (судовой
мазут, котельное топливо). В США в топливные продукты перерабатывается около
90 % сырой нефти. Остальная часть перерабатывается в нетопливные продукты,
такие как асфальт, дорожный битум, смазочные материалы, растворители, парафи­
ны, нетопливный кокс, нефтехимические продукты и нефтехимическое сырье — ли­
гроин, этан, пропан, бутан, этилен, пропилен, бутилен, бензол, толуол и ксилолы.
Наиболее распространенным продуктом нефтепереработки в США является бен­
зин; затем идут керосин, реактивное топливо, дизельное топливо, бытовые печные
топлива и остаточные топлива (табл. 1 .2). Бензин занимает около 50 % объема то­
пливного производства, дистиллятные и остаточные топлива — 35 %. Примерно
половина производимого бензина относится к обычным маркам; при этом одна чет­
верть удовлетворяет различным требованиям штатов или округов, а оставшаяся чет­
верть производится согласно спецификациям на федеральный реформулированный
бензин (RFG). Около 60 % дизельного топлива содержит очень мало серы (не более
15 мг/кг) и производится для дорожных (магистральных) транспортных средств,
остальные 40 % — это топливо с более высоким содержанием серы, предназначенное
для внедорожного потребления (строительство, сельскохозяйственное производство,
железнодорожный транспорт, судоходство игорнодобывающая отрасль промышлен­
ности). Спецификации ЕРА требуют, чтобы к 2011 году все дизельные топлива, за ис­
ключением железнодорожного и судового, содержали не более 15 мг/кг серы.
Выход продуктов из сырой нефти в США за 1964-2003 годы, %
Таблица 1.2
Нефтепродукты
Год
1964
1974
1984
1994
2003
Бензин
44,1
45,9
46,7
45,7
46,9
Дистиллятное нефтяное топливо 22,8
21,8
21,5
22,3
23,7

22
Глава 1. Введение
Окончание табл. 1.2
Нефтепродукты
Год
1964
1974
1984
1994
2003
Остаточное нефтяное топливо
8,2
8,7
7,1
5,7
4,2
Реактивное топливо
5,6
6,8
9,1
10,1
9,5
Кокс
2,6
2,8
3,5
4,3
5.L
Битум
3,4
3,7
3,1
3,1
3,2
Сжиженные газы
3,3
2,6
1,9
4,2
4,2
Всего
90,1
92,3
92,9
95,4
96,8
Источник: Министерство энергетики США, Управление по информации в области энерге­
тики, ежегодник Petroleum Supply Monthly, Вашингтон, округ Колумбия, март 2005 года.
1.4. СТАТИСТИКА ПО США
1.4.1. Пропускная способность
По состоянию на конец 2005 года в США имелось 149 работоспособных НПЗ,
суммарная мощность которых составляла 17,1 млн BPCD (около 850 млн тонн в год).
При этом «работоспособным» заводом признаётся любой НПЗ, относимый к одной
из следующих категорий: 1) действующий; 2).бездействующий либо не находящийся
в текущем ремонте, но способный быть введенным в строй в течение 30 суток; 3) без­
действующий, но находящийся в текущем ремонте, до завершения которого осталось
не более 90 суток [8]. Суммарная мощность нефтеперерабатывающих предприятий
постоянно изменяется вследствие простоев или остановок, расширения производ­
ства, более интенсивного использования производственных мощностей (интенси­
фикация производства) и строительства новых заводов.
Повышение спроса на продукты и увеличение объема субсидий, декламирован-
ные американской программой субсидирования нефтедобычи (Crude Oil Entitle­
ment Program) в конце 1970-х годов, привели к росту мощностей; к 1981 году в США
работало 324 НПЗ с суммарной мощностью 19,4 млн BPCD (970 млн тонн в год).
Правила этой про1раммы благоприятствовали небольшим и несложным НПЗ, что
привело к увеличению числа простых установок гидрооблагораживания мощно­
стью менее 30 тыс. BPCD [10]. К 1981 году правительство США прекратило ценовое
регулирование в нефтяной промышленности [7], после чего многие малые нефте­
перерабатывающие предприятия и неэффективные установки потеряли конкурен­
тоспособность и были вынуждены свернуть свою деятельность. С 1981 по 2004 год
был остановлен или закрыт 171 НПЗ; большинство этих заводов являлись малы­
ми предприятиями мощностью менее 100 тыс. BPCD, расположенными на большом
удалении от морских путей и не имевшими доступа к водному транспорту. Другими
факторами, которые привели к остановке этих НПЗ, были экономия средств, не­
возможность снижения себестоимости за счет увеличения масштаба производства,
ограниченное предложение поставок нефти на внутреннем рынке, экологические
нормативы и развитие технологий [11,12].

1.4. Статистика по США
23
1.4.2. Интенсификация производства
По мере закрытия малых предприятий и расширения производства на существу­
ющих мощностях средняя пропускная способность НПЗ в Соединенных Штатах
продолжает расти. За последнее десятилетие суммарная мощность нефтеперерабаты­
вающей промышленности демонстрировала устойчивый рост — в среднем на 1,7 %
(130 тыс. BPD) в год. Потеря мощностей из-за остановки заводов составляет около 0,2 %
в год. Расширение производства часто является более экономичным вариантом, чем со­
оружение новых мощностей, так как позволяет избежать постоянныхзатрат, связанных
со строительством, и получить экономию за счет расширения масштабов производ­
ства на существующихустановках. В свете нормативных требований расширение также
предпочтительнее нового строительства, поскольку требует меньших временных и де­
нежных затрат и вызывает меньше возражений со стороны местных организаций [12].
1.4.3. Загруженность
Способность нефтеперерабатывающей промышленности США удовлетворять
кратковременное повышение спроса можно измерить коэффициентом использова­
ния, или загруженностью работоспособных мощностей. Загруженность определяется
как валовой объем поставок нефти на НПЗ, деленный на работоспособную мощность.
Загруженность зависит от степени адаптации нефтеперерабатывающего производ­
ства к изменениям спроса. Объем поставок на НПЗ в течение последних двух деся­
тилетий неизменно рос вследствие повышения спроса на нефтепродукты. Тенденция
к увеличению^загруженности в последние годы обусловлена снижением численности
действующих НПЗ и производственными изменениями (в том числе сокращением
времени простоя и количества внеплановых простоев, более эффективным произ­
водством работ по обслуживанию и модернизации, а также увеличением продолжи­
тельности рабочих циклов за счет применения улучшенных катализаторов) [13].
1.4.4. Структура отрасли
За последнее десятилетие структура нефтеперерабатывающей отрасли претер­
пела существенные изменения. Отрасль, возглавляемая полудюжиной вертикально
интегрированных ведущих компаний, характеризуется в настоящее время горсткой
гигантов и рядом средних и малых независимых компаний, специализирующих­
ся на нефтепереработке и сбыте в отдельных регионах или на узких номенклатурах
продуктов. Интегрированные нефтяные компании участвуют во всех сегментах цепи
энергоснабжения: от разведки, бурения скважин идобычи сырья, от подготовки ихра­
нения (upstream) до транспортировки (midstream), переработки и сбыта (downstream).
Компании, действующие в одном сегменте или более (но не во всех), называются ча­
стично интегрированными, или независимыми. Независимые нефтеперерабатываю­
щие компании и поставщики нефтепродуктов обычно действуют лишь на конечном
участке цепи энергоснабжения. Традиционная отраслевая модель нефтепереработки,
основанная на праве собственности вертикально интегрированных нефтяных компа­
ний и прибыльности, рассматриваемой в контексте единой системы снабжения, вы­
тесняется НПЗ, действующими в режиме самостоятельной прибыльности.

24
Глава 1. Введение
Если до 1980 года все НПЗ в США принадлежали интегрированным нефтяным
компаниям, то сегодня структура собственности более разнообразна (табл. 1.3).
В 2005 году первая тройка крупнейших компаний перерабатывала 36 % всего объема
сырой нефти, первая десятка — 77 %, а первая двадцатка — 92 %. В настоящее время
независимые компании владеют примерно 64 % нефтеперерабатывающих мощно­
стей США против 51 % в 1990 году. Доля зарубежных собственников возросла с 19 %
суммарных нефтеперерабатывающих мощностей в 1990 году до 25 % в 2005. Ведущие
зарубежные собственники нефтеперерабатывающих мощностей США — Royal Dutch
Shell, BP, Total, Saudi Aramco и Petroleos de Venezuela SA.
Двадцать ведущих нефтеперерабатывающих компаний США
по состоянию на2005 годно сравнению с 1985 годом
Таблица 1.3
Компания
Перерабатывающие
мощностив 1985 году,
тыс. BPCD
Компания
Перерабатывающие
мощности в 2005 году,
тыс. BPCD
Chevron
1879
ConocoPhillips
2198
Exxon
1200
ExxonMobil
1847
Shell
1120
BP
1505
Amoco (Standard ofInd.)
982
Valero Energy
1450
Texaco
873
Chevron Texaco
1007
Mobil
755
Marathon Oil
948
Standard Oil (Ohio)
665
Sunoco
900
Atlantic Richfield
655
Premcor
768
U.S . Steel
493
Koch
763
Unocal
475
Motiva Enterprises
747
Sun
443
PDVAmerica
719
DuPont
400
Royal Dutch Shell
597
Ashland
347
Tesoro
563
Phillips
300
Deer Park REFG Ltd.
334
Southland
297
Lyondell Chemical
270
Koch
280
Total SA
234
Coastal
261
Chalmette Refining
187
Union Pacific
220
Sinclair Oil
161
Kerr-McGee
165
Rosemore
155
Total
152
Murphy Oil
153
Источник: API Basic Petroleum Data Book XXV(l), Вашингтон, округ Колумбия, февраль
2005 года. Министерство энергетики США, Управление по информации в области энергети­
ки, ежегодник Petroleum Supply Monthly, Вашингтон, округ Колумбия, март 2005 года.
Большая часть нефтеперегонных мощностей в настоящее время сосредоточена
в крупных, интегрированных компаниях, каждая из которых владеет рядом нефте­

1.4. Статистика по США
25
перерабатывающих предприятий. Отрасль слагается из 55 компаний с нефтепере­
рабатывающими мощностями от 880 до 1 800 000 BPCD (суммарной по компании)
(табл. 1.4). Около двух третей из них составляют малые компании с мощностями ме­
нее 100 тыс. BPCD, представляющие около 5 % суммарного объема производства не­
фтепродуктов. Многие крупные компании управляют как крупными, так и малыми
НПЗ (табл. 1.5); малые компании специализируются главным образом на производ­
стве битума, смазочных материалов и других продуктов.
Таблица 1.4
Количество нефтеперерабатывающих компаний и их мощности атмосферной перегонки
по состоянию на 2005 год
Количество Мощности атмосферной перегонки, BPCD Суммарная мощность, BPCD
26
>100000
16 288 755
12
30 001-100 000
669 970
9
10 001-30 000
180458
8
<10000
45 687
55
17 124 870
Источник- . М и ни с те рс тво э н ерг ет и ки С Ш А, Управление по информации в области энер­
гетики, ежегодник Petroleum Supply Annual, 2004, том 1, Вашингтон, округ Колумбия, 2004 год.
Таблица 1.5
Десят#ведущих нефтеперерабатывающих компании по состоянию па 2005 год
Источник: Министерство энергетики США, Управление по информации в области энерге­
тики, ежегодник Petroleum Supply Monthly, Вашингтон, округ Колумбия, март 2005 года.
Компания
Перерабатыва­
ющие мощно­
сти, тыс. BPCD
Число
НПЗ
Средняя
мощность,
тыс. BPCD
Наибольшая
мощность,
тыс. BPCD
Наименьшая
мощность,
тыс. BPCD
ConocoPhillips
2198
14
157
306
14
ExxonMobil
1847
6
308
557
60
ВР
1505
6
251
437
13
Valero Energy
1450
13
112
210
6
Chevron
1007
6
168,8
325
45
Marathon
948
7
135
245
70
Sunoco
900
5
176
330
85
Premcor
768
4
192
255
158
Koch
763
3
254
288
210
Motiva Enterprises
747
3
249,8
285
227
Глобальный портфель нефтеперерабатывающих активов держат интегрирован­
ные компании, такие как ConocoPhillips, ExxonMobil, ВРи Chevron. Независимые ком­
пании вроде Valero и Sunoco сосредоточены главным образом на переработке внутри
США, хотя могут участвовать в сбыте или других операциях. Независимые компании

26
Глава 1. Введение
заметно укрупнились в середине 1990-х годов, когда ведущие компании реструкту­
рировали свои операции по переработке, маркетингу и продаже и начали продавать
свои активы по нефтепереработке новым участникам рынка [13]. Существуют также
совместные предприятия и товарищества, такие как Motiva Enterprises. Koch — неза­
висимая компания, находящаяся в частной собственности.
1.4.5. Региональная специализация
Нефтеперерабатывающие мощности США сосредоточены в районах Мексикан­
ского залива, Западного побережья и вдоль коридора между штатами Иллинойс
и Нью-Джерси. В табл. 1.6 перечислены 10 ведущих нефтеперерабатывающих штатов
и их суммарная нефтеперегонная мощность. Исторически сложилось так, что НПЗ
размещали вблизи источников нефти; со временем их стали сооружать в регионах,
имеющих доступ к морским транспортным путям, что позволило снизить транспорт­
ные и логистические издержки [14].
Десять ведущих нефтеперерабатывающих штатов (по состоянию на 2005 год)
Таблица 1.6
Штат
Число действующих НПЗ Нефтеперегонные мощности, тыс. BPCD
Техас
26
4628
Луизиана
17
2773
Калифорния
21
2027
Иллинойс
4
896
Пенсильвания
5
770
Нью-Джерси
5
666
Вашингтон
5
616
Огайо
4
551
Оклахома
5
485
Индиана
2
433
Всего по 10 штатам
93
13 845
Всего по США
144
17125
Источник: Министерство энергетики США, Управление по информации в области энер­
гетики, ежегодник Petroleum Supply Annual 2004, том 1, Вашингтон, округ Колумбия, 2004 год.
Ведущий национальный поставщик нефтепродуктов — Нефтяное управление по Ш
военному округу (PADD Ш, от англ. PADD — Petroleum Administrationfor Defense District)
северного побережья Мексиканского залива, эксплуатирующее около половины сум­
марных мощностей страны (табл. 1 .7). Нефтеперерабатывающие заводы в PADD. Ш —
это крупные, интегрированные и сложные производственные мощности. Регион
побережья Мексиканского залива импортирует значительное количество сырой неф­
ти для переработки и направляет готовые продукты на Восточное побережье и в район
Среднего Запада (табл. 1.8). Средний Запад — крупнейший потребитель в США, ко­
торый из-за ограниченности собственных мощностей нефтепереработки импортирует

1.4 . Статистика по США
27
около половины всех нефтепродуктов, поступающих в Соединенные Штаты. Регио­
ны Тихоокеанского Северо-Запада и Скалистых гор располагают перерабатыва­
ющими мощностями от малой до средней величины и имеют ограниченный доступ
к трубопроводу, проложенному между побережьем Мексиканского залива и нефтепе­
рерабатывающими заводами Калифорнии. Инфраструктура распределения в Северной
Калифорнии, Неваде и некоторых частях имеет существенные ограничения; в этих ре­
гионах действуют наиболее строгие местные экологические нормативы.
Таблица 1.7
Количество НПЗ и их мощности атмосферной перегонки по военным округам (PADD)
по состоянию на 2005 год
PAD&
Число
НПЗ
Перегонные
мощности, BPCD
Перерабатывающие
мощности, %
Средняя пропускная
способность, BPCD
I
15
1 717 000
10,0
114467
II
26
3 569 061
20,8
137272
III
55
8 085 614
47,2
1-47011
IV
16
587 550
3,4
36722
V
36
3 165 645
18,5
87 935
Всего по США 148
17 124 870
100,0
115 709
а Нефтяные управления по военным округам (PADD) были сформированы во время Вто­
рой мировой войны для облегчения распределения нефти. Классификация штатов была
следующей: •>
I: Вермонт, Вирджиния, Делавэр, Джорджия, Западная Вирджиния, округ Колумбия, Кон­
нектикут, Массачусетс, Мэн, Мэриленд, Ныо-Гэмпшир, Нью-Джерси, Нью-Йорк, Пенсиль­
вания, Род-Айленд, Северная Каролина, Флорида, Южная Каролина.
II: Айова, Висконсин, Иллинойс, Индиана, Канзас, Кентукки, Миннесота, Миссури, Ми­
чиган, Небраска, Огайо, Оклахома, Северная Дакота, Теннесси, Южная Дакота.
III: Алабама, Арканзас, Луизиана, Миссисиппи, Нью-Мексико, Техас.
IV: Айдахо, Вайоминг, Колорадо, Монтана, Юта.
V: Аляска, Аризона, Вашингтон, Гавайи, Калифорния, Невада, Орегон.
Источник: Министерство энергетики США, Управление по информации в области энер­
гетики, ежегодник Petroleum Supply Annual 2004, том 1, Вашингтон, округ Колумбия, 2004 год.
Объемы транспортировки нефтепродуктов по трубопроводам, на танкерах и баржах между PADIP
по состоянию на 2004 год, млн баррелей
Таблица 1.8
Транспортировка
из
Транспортировка в
I
II
III
IV
V
I
—
123,2
1,6
0
0
II
27,1
—
80,8
20,1
0
III
118,5
410,0
—
16,9
14,1
IV
0
23,0
51,6
—
12,1
V
од
0
ОД
0
—
• См. примечание к табл . 1.7.

28
Глава 1. Введение
Около 90 % межрегионального потока нефтепродуктов поступает в регионы Средне­
го Запада и Восточного побережья, причем крупнейшим поставщиком, далеко опере­
жающим всех остальных, является регион северного побережья Мексиканского залива,
обеспечивающий свыше 80 % потока нефтепродуктов. Регионы Скалистых гор и Запад­
ного побережья несколько обособлены ввиду физического рельефа местности и удален­
ности, а также наиболее строгих ограниченийна качество бензина идизельного топлива.
1.5. МИРОВАЯ СТАТИСТИКА
1.5.1. Спрос на продукты
Спрос на бензин, средние дистилляты и коммунально-бытовое топливо зависит
от региона. Спрос на бензин в Азии за последнее десятилетие возрос на 50 %, тогда как
в США его рост составил всего 15 %. Спрос на бензин в Европе фактически снизился
из-за повышенных налоговых ставок и перевода транспортного парка на дизельное то­
пливо. Что касается дистиллятов, структура спроса на них в мировом масштабедоволь­
но однородна, причем демонстрируетнепрерывный и устойчивый рост [15]. Дизельные
топлива направляются прежде всего на удовлетворение транспортных потребностей.
1.5.2. Мощности нефтепереработки
В настоящее время в мире действуют 662 НПЗ с суммарной мощностью 85,1 млн
BPCD (табл. 1 .9). Крупнейший нефтеперерабатывающий регион в мире
—
Азия
(22,2 млн BPCD), за которой следует Северная Америка (20,6 млн BPCD). Страны
с наибольшими нефтеперерабатывающими мощностями в мире — Соединенные
Штаты, Китай, Россия и Япония. Несмотря на продолжающийся рост суммарной
мощности, отношение мировой нефтеперерабатывающей мощности к спросу сни­
зилось со 113 % в 1990 году до 103 % в 2004, что объясняется быстротой роста спроса.
Таблица 1.9
Нефтеперерабатывающее производство по регионам мира в тыс. баррелей за календарные сутки
по состоянию на 2005 год
Регион Число
НПЗ
Перегонка
сырой
нефти
Вакуум­
ная пе­
регонка
Катали­
тический
крекинг
Каталити­
ческий
рифор­
минг
Каталити­
ческий
гидро­
крекинг
Каталити­
ческая
гидро­
очистка
Коксо­
вание
Африка 45
3230
514
211
476
62
906
1841
Азия
155
22 206
4102
2646
1927
739
8556
20 200
Восточная
Европа
93
10 245
3742
929
1494
320
4264
12 570
Ближний
Восток
42
7034
1976
360
652
589
2055
3300
Северная
Америка
158 20 627
9106
6574
4173
1738
15146 143 616

1.5 . Мировая статистика
29
Окончание табл. 1 .9
Регион Число
НПЗ
Перегонка
сырой
нефти
Вакуум­
ная пе­
регонка
Катали­
тический
крекинг
Каталити­
ческий
рифор­
минг
Каталити­
ческий
гидро­
крекинг
Каталити­
ческая
гидро­
очистка
Коксо­
вание
Южная
Америка
66
6611
2795
1300
427
139
1912
24 702
Западная
Европа
103
14971
5613
2252
2144
1056
9988
11316
Всего
662
85127 27 848 14 272
11292
4647
42 827 217 545
Примечание. Все величины выражены в тыс . BPCD, за исключением процесса коксования,
продукт которого выражен в тоннах за сутки.
Источник- .
Отчет Oil & Gas Journal о мировых нефтеперерабатывающих мощностях, 19 де­
кабря 2005 года.
В число крупнейших в мире нефтеперерабатывающих компаний входятExxonMobil,
Royal Dutch Shell и BP (табл. 1 .10). Существует также несколько крупных националь­
ных нефтяных компаний, в том числе Sinopec, Petroleos de Venezuela SA (PDVSA), Ки­
тайская национальная нефтяная корпорация (CNPC), Saudi Aramco, Petroleos Brasieiro
(Petrobras'), Petroleos Mexicanos (РЕМЕХ), Иранская национальная нефтяная корпора­
ция (NIQC) и ОАО «Юкос». В настоящее время крупнейший в мире НПЗ — завод Па-
рагвана компании Petroleos de Venezuela с установленной мощностью 940 тыс. BPCD-,
за ним следует завод южнокорейской корпорации SK мощностью 817 тыс. BPCD.
’
Таблица 1.10
Крупнейшие в мире нефтеперерабатывающие компании по состоянию на 2005 год
Место
(на 01.01.06)
Место
(на01.01.05)
Компания
Суммарная мощность по перера­
ботке сырой нефти, тыс. BPCD
1
1
ExxonMobil
5690
2
2
Royal Dutch Shell
5172
3
3
BP
3871
4
4
Sinopec
3611
5
11
Valero Energy
2830
6
5
Petroleos de Venezuela
2792
7
6
Total
2738
8
7
ConocoPhillips
2659
9
13
China National Petroleum
2440
10
9
Saudi Aramco
2417
11
8
Chevron
2066
12
10
Petroleo Brasileiro
1953
13
12
Petroleos Mexicanos
1851
14
14
National Iranian Oil
1451
15
19
ОАО «Юкос»
1182
Источник: Отчет Oil & Gas Journalо мировых нефтеперерабатывающих мощностях, 19 декабря 2005 г

30
Глава 1. Введение
1.5.3. Структура и сложность нефтепереработки
и структура продукции
Структура нефтепереработки во многом определяется регионом и зависит от спро­
са на бензин, а также дизельное и остаточное топлива (табл. 1 .11). Наиболее широко
применяемый технологический процесс — каталитическая гидроочистка; далее сле­
дуют каталитический крекинг и каталитический риформинг (табл. 1 .12). В Западной
Европе из-за преобладания дизельных двигателей и использования в отопительных
целях природного газа остаточное (котельное) топливо и бензин пользуются значи­
тельно меньшим спросом, чем дизельное и реактивное топлива. Поэтому западно­
европейские нефтеперерабатывающие компании эксплуатируют большие мощности
гидроочистки и гидрокрекинга и меньшие — каталитического крекинга. В каче­
стве показателя сложности нефтепереработки часто используют пропускную спо­
собность процессов превращения, выраженную в процентах от нефтеперегонной
мощности [16]. Структура нефтепереработки наиболее сложна в Северной Америке;
второе место занимает Азия. Там, где существует высокий спрос на бензин (Север­
ная и Южная Америки), мощности каталитического крекинга могут достигать 20 %
от пропускной способности по сырой нефти. В регионах с высоким спросом на ди­
зельное и реактивное топливадля превращения тяжелых нефтяных топлив в высоко­
качественные транспортные широко применяют гидрокрекинг. Там, где низок спрос
на тяжелые нефтяные топлива (вследствие чего они имеют низкую рыночную цен­
ность), широко используют процессы коксования.
Таблица 1.11
Структура производства основных нефтепродуктов на НПЗ по регионам мира в процентах
от суммарного объема производства по состоянию на 2003 год
Регион
Бензин Дистилляты Остаточные
топлива
Другие
продукты
США
46,4
21,4
4,2
28,0
Канада
37,0
28,8
6,5
27,5
Мексика
26,7
21,1
32,7
19,3
Центральная и Южная Америка 22,4
26,7
20,7
30,1
Западная Европа
22,3
34,6
14,1
28,8
Ближний Восток
13,7
28,4
25,1
32,6
Африка
18,2
26,7
26,1
28,8
Азия
18,4
30,7
14,3
36,5
Страны бывшего СССР
19,3
30,0
25,0
25,5
Всего по миру
26,1
28,4
14,8
30,5
Источник: API Basic Petroleum Data Book XXV(l), Вашингтон, округ Колумбия, февраль
2005 г Министерство энергетики США, Управление по информации в области энергетики,
ежегодник Petroleum Supply Monthly, Вашингтон, округ Колумбия, март 2005 г.

1.5. Мировая статистика
31
Таблица 1.12
Структура нефтепереработки по регионам мира в процентах от нефтеперегонных мощностей
по состоянию на 2005 год
Регион
Каталитический
крекинг
Каталитический
риформинг
Каталитический
гидрокрекинг
Каталитическая
гидроочистка
Африка
6,5
14,7
1,9
28,0
Азия
11,9
8,7
з,з
38,5
Восточная Европа
9,0
14,5
3,1
41,6
Ближний Восток
5,1
9,2
8,3
29,2
Северная Америка
20,2
31,9
8,4
73,4
Южная Америка
19,6
6,4
2,1
28,9
Западная Европа
15,0
14,3
7,0
66,7
1.5.4. Структура инвестиций
В табл. 1 .13 показаны изменения в мировых мощностях процессов нефтеперера­
ботки за последние 5 лет. Наибольший рост производительности показали процессы
снижения содержания серы, о чем говорят цифры прироста мощностей гидроочист­
ки и гидрокрекинга, а также производства серы [15]. Снижение уровня содержания
серы было предписано правительственными нормативами, и нефтеперерабатываю­
щие компании были поставлены перед дилеммой: либо вкладывать в производство
продуктов, имеющих спрос, либо свернуть свою деятельность. В центре внимания
находится также переработка тяжелой, дешевой нефти с помощью процессов коксо­
вания. Инвестирование в переработку тяжелой нефти дает шанс нефтеперерабаты­
вающим компаниям улучшить свои продукты благодаря снижению затрат на сырье.
Таблица 1.13
Структура капиталовложений в нефтеперерабатывающие процессы, 2000 и 2005 годы
Процесс
Объем переработки, млн BPCD
Прирост, %
2000
2005
Атмосферная перегонка
81,3
85,1
4,7
Коксование
3,7
4,4
18,9
Коксование, тонн в сутки
176,7
217,5
23,1
Крекинг
13,7
14,3
4,4
Гидрокрекинг
4,3
4,6
7,0
Гидроочистка
36,6
42,8
16,9
Производство серы, тонн в сутки
56,1
71,1
26,7
Источник: Отчет Oil & Gas Journal о мировых нефтеперерабатывающихмощностях, 19 декабря
2005 г. О’Коннор, Т. Нефтеперерабатывающие заводы: Подстегнутли рекордные прибыли капи­
таловложения в новые мощности? Выступление в Подкомитете по энергии и ресурсам Комитета
по правительственным реформам палаты представителей Конгресса США, 19 октября 2005 года.

32
Глава 1. Введение
1.6. ОСОБЕННОСТИ ОТРАСЛИ
1.6.1. Каждый нефтеперерабатывающий
завод уникален
Стандартнойконфигурации НПЗ не существует. Первые НПЗ представляли собой
простые небольшие перегонные установки периодического действия, которые еже­
суточно перерабатывали порядка сотен баррелей сырой нефти из одного или не­
скольких месторождений. Современные НПЗ
—
сложные, высокоинтегрированные
предприятия, которые могут эксплуатировать от 15 до 20 технологических установок,
способных перерабатывать дюжину и более марок нефти. Производительность этих
НПЗ доходит почти до миллиона баррелей в сутки. Нефтеперерабатывающие заводы
различаются по пропускной способности, сложности и затратам на сооружение в за­
висимости от местоположения, типа перерабатываемой нефти и номенклатуры про­
изводимых продуктов.
1.6.2. Не существует двух марок нефти
с одинаковыми свойствами
Нефть не является однородным веществом. Каждая добываемая в мире марка
нефти обладает уникальным химическим составом, зависящим от условий, в кото­
рых она формировалась. В настоящее время на мировом рынке продается свыше
150 марок сырой нефти [17], многие из которых представляют собой смеси нефтей
двух или более месторождений.
Нефть — сложная смесь углеводородных соединений, воды и небольших ко­
личеств соединений кислорода, азота и серы [18]. Углерод и водород составляют
около 98 % состава типичной нефти. Нефти классифицируются как парафиновые,
нафтеновые, ароматические или асфальтеновые в зависимости от преобладающего
углеводородного ряда. Физические и химические свойства нефти определяются угле­
водородным рядом.
Важнейшие свойства нефти — удельный вес, содержание серы и общее кислотное
число (ОКЧ). Удельный вес представляет собой меру плотности нефти и выражается
в градусах АРР. Чем выше удельный вес в градусах API, тем легче нефть. Нефти с низ­
ким содержанием углерода, высоким содержанием водорода и высоким удельным
весом в градусах API обычно богаты парафинами и дают наибольший выход бензина
и легких нефтепродуктов.
Сера — нежелательная примесь, порождающая проблемы загрязнения окружа­
ющей среды и коррозии [19]. Содержание серы измеряется в процентах по массе.
Нефти, содержащие значительные количества сероводорода или других активных
соединений серы, называют сернистыми, или кислыми; если же содержание в нефти
серы низкое, то такую нефть называют малосернистой. Название «кислый»- обуслов­
лено гнилостным («кислым») запахом одного из соединений серы — меркаптана .
Разница между содержанием серы в сернистой и малосернистой нефтях составляла
в прошлом около 0,5 %; сейчас она варьируется от 0,5 до 1,5 %.
1 В РФ и других странах плотность при 20 ’С выражают в кг/м3. — Лрим еч. науч. ред.

1.7. Экономика нефтепереработки
33
Общее кислотное число нефти — мера ее потенциальной коррозионности . Ве­
личина ОКЧ численно равна выраженной в миллиграммах массе гидроксида калия
(КОН), необходимого для нейтрализации 1 г нефти. Коррозионной обычно счи­
тается нефть с ОКЧ > 1 мг КОН/г, но проблемы коррозии могут возникать и при
ОКЧдо 0,3 [20].
Удельный вес, содержание серы и ОКЧ нефти оказывают сильное экономическое
и технологическое влияние на операции нефтепереработки. Для получения легких,
ценных продуктов из тяжелой, сернистой нефти необходимы более сложные процес­
сы, поэтому ее переработка обходится дороже. Для привлечения покупателей про­
изводители тяжелой нефти часто предлагают значительные скидки на легкие марки.
Размер скидки зависит от соотношения предложения и спроса, а также других фак­
торов. Легкая, малосернистая нефть стоит, как правило, дороже, так как дает больше
легких, ценных продуктов, чем тяжелая нефть, а ее переработка обходится дешевле.
Большое значение приобретает и кислотность, поскольку неуклонно растет добы­
ча высококислых нефтей (в частности, в Западной Африке). Перерабатывать нефть
с высоким ОКЧ способны лишь очень немногие НПЗ, поэтому такая нефть продает­
ся со значительной скидкой относительно эталонной [20]. На НПЗ нефть с высоким
ОКЧ перед переработкой обычно смешивают с нефтью других марок.
1.6.3. Структура НПЗ меняется с течением времени
Нефтеперерабатывающие заводы строят в определенном месте с применением
специальных технологий. Структура заводов зависит от рыночного спроса, перераба­
тываемого сырья, спецификаций на продукты и экологических стандартов. Как пра­
вило, НПЗ располагают как очень старыми, так и современными технологическими
установками. Существует много способов классификации НПЗ, но большинство
схем опирается на сложность технологических процессов, которая характеризуется
способностью превращать такие тяжелые продукты, как котельное топливо и оста­
ток, в более легкие: бензин, дизельное топливо и керосин. Облагораживание осу­
ществляют на установках различных типов: от установок каталитического крекинга
до более сложных и дорогостоящих установок гидрокрекинга, а также коксования.
1.6.4. Не все НПЗ обладают равными возможностями
Простейший НПЗ, часто называемый нефтеперегонным, располагает установ­
кой атмосферной перегонки и одной или более установками предварительной
обработки, каталитического риформинга и гидрообессеривания. Простые НПЗ
имеют ограниченные возможности по изменению состава поступающего нефтя­
ного сырья. Сложный («крекирующий») или очень сложный («коксующий») НПЗ
характеризуются значительными возможностями облагораживания и высоким
уровнем интеграции. Простые НПЗ имеют наименьшую доходность и часто экс­
плуатируются нишевыми операторами. Сложные НПЗ способны изменять состав
поступающего нефтяного сырья, преобразуя малоценные тяжелые нефти в ценные
легкие продукты, возмещая предельно низкую рентабельность сырья получением
прибыли от базовой доходности.

34
Глава 1. Введение
«Крекирующие» НПЗ обычно включают вакуумную перегонку, установки ги­
дрообессеривания бензиновых фракций, дистиллятов, керосина и вакуумного
газойля, а также установки каталитического риформинга, каталитического кре­
кинга в псевдоожиженном слое, алкилирования и изомеризации легких бензино­
вых фракций. «Коксующие» НПЗ располагают установками коксования, которые
перерабатывают вакуумный остаток, что позволяет превращать в ценные легкие
продукты практически весь объем получаемой сырой нефти. Такие НПЗ осущест­
вляют наиболее глубокую переработку и чрезвычайно гибки. Экономикой «кок­
сующих» НПЗ, в отличие от «крекирующих», управляет разница цен на легкую,
малосернистую и тяжелую, сернистую нефть. Сложные НПЗ демонстрируют
большую доходность при переработке тяжелых, сернистых нефтей и меньшую —
при переработке легких [21,22].
1.6.5. Нефтеперерабатывающие заводы —
капиталоемкие, высокоспециализированные
средства производства с длительным
сроком службы
Нефтеперерабатывающие заводы — это капиталоемкие, высокоспециализиро­
ванные средства производства с длительным сроком службы, требующие больших
начальных инвестиций. Определение размера инвестиций — сложный процесс, ко­
торым управляет в первую очередь ожидаемый доход на вложенный капитал. Высо­
кая капиталоемкость нефтепереработки означает, что инвестиции в нее подвержены
значительным финансовым рискам, обусловленным, например, изменениями про­
центных ставок и инвестиционных циклов. В этой связи инвесторы зачастую пред­
почитают вкладывать деньги в иные сферы деятельности.
Нефтеперерабатывающие заводы проектируют и сооружают с привлечением вну­
тренних ресурсов компаний и сторонних фирм. Технико -экономическое обоснование
проекта может занять несколько месяцев; затем следует период строительства длитель­
ностью от б месяцев до 2 лет или более. Строительство новых НПЗ в Соединенных Шта­
тах с учетом получения всех необходимыхразрешений может занять 5 лет или более.
Крупномасштабные капиталоемкие проекты обычно требуют создания альян­
са заказчика и подрядчиков. Контракты на проектирование, снабжение, монтаж
и строительство исполняются, как правило, «под ключ» с единовременной оплатой.
Генеральный подрядчик сам нанимает субподрядчиков для выполнения работ, свя­
занных с сооружением специализированных установок, трубопроводов, средств экс­
порта продукции, а также со строительством [23].
1.6.6. Продукты переработки являются товарами
Основные продукты нефтепереработки — бензин (авиационный и моторный
бензины, легкие дистилляты), средние дистилляты (дизельное и реактивное то­
плива, бытовое печное топливо), нефтяное остаточное топливо и другие продук­
ты (топливный газ, смазочные материалы, парафин, растворители, нефтезаводские

1.7 . Экономика нефтепереработки
35
топлива) — являются товарами. Товары — это продукты, которые схожи с продукта­
ми конкурентов и продаются по цене, определяемой на свободном рынке пересече­
нием кривых спроса и предложения [24]. Номенклатура продуктов зависит от спроса,
производственных ресурсов, имеющихся технологических установок и результатов
деятельности посредников, занимающихся производством других продуктов.
1.6.7. Продукты переработки реализуются
на сегментных рынках
Из-за разных масштабов производства, качества, цен и емкости рынки продуктов
нефтепереработки отличаются от рынков нефти в нескольких отношениях [24, 25].
Рынки продуктов нефтепереработки носят более региональный характер, чем рынки
сырой нефти, и ни одна нефтеперерабатывающая компания или поставщик не имеют
возможности действовать в полностью сбалансированной системе. Функция физиче­
ского рынка заключается в перераспределении излишков и дефицита, возникающих
в отдельных местах. Происходит постоянный переток продуктов из одного региона
в Другой, и ценовые уровни устанавливаются соответственным образом.
1.6.8. Цены на нефтепродукты изменчивы
На свободном рынке цены на нефтепродукты определяются спросом, предложе­
нием, а также состоянием наличных запасов продукции в том или ином регионе. Наи­
более фундаментальная экономическая зависимость, управляющая товарооборотом,
гласит, что величина спроса является функцией цены. Спрос на товары в кратковре­
менном масштабе, как правило, негибок, и запасы (если они имеются в достаточ­
ных объемах) позволяют достичь определенного равновесия между предложением
и спросом, что способствует сглаживанию спотовых цен и снижению их волатиль­
ности [24, 25]. Предложение определяется производством и наличными запасами.
Уравновешивание предложения и спроса происходит как на региональном, так и на
мировом уровнях, причем цены на эффективных рынках отражают суммарное влия­
ние всей рыночной информации, в том числе ожиданий будущих величин предложе­
ния и спроса, сезонных факторов и уровней товарных запасов.
1.6.9. Цены на нефтепродукты связаны
с ценами на нефть
Цены на сырую нефть более волатильны (изменчивы), чем на другие товары, что
отражает влияние на рынок политических и экономических событий, соотношения
предложения и спроса, представлений о доступности ресурсов и многих других фак­
торов [26]. Цена на нефть определяется мировым рынком, и ее доступность может
резко измениться в течение очень короткого временного отрезка. Кроме того, цена
на нефть во многом формирует цены на нефтепродукты и первичные топлива (при­
родный газ, сжиженный природный газ, уголь).
Цены на сырую нефть — решающий фактор, определяющий цены на бензин.
Цены на нефть и продукты нефтепереработки (в особенности на бензин и средние

36
Глава 1. Введение
дистилляты) в течение последних 20 лет изменялись схожим образом. Как показыва­
ет долгосрочная статистика, цены на продукты нефтепереработки реагировали на из­
менения покупной цены нефти в обоих направлениях, снижаясь при падении цен
на нефть и наоборот [27]. Ценовая разница между бензином и остаточным топливом
и другими продуктами складывается из соотношения между спросом и предложени­
ем, а также из производственной наценки [28].
1.6.10. Нефтеперерабатывающие компании не влияют
на цены на нефть
Большинство компаний перерабатывает смесь нефтей различного отечествен­
ного и зарубежного происхождения, состав которой определяется относительной
стоимостью и доступностью. Нефтеперерабатывающие компании назначают для
различных марок нефтей конкурентоспособные относительные цены, отражающие
качество нефти и местоположение ее источника, но не устанавливают абсолютных
цен. Крупные производители нефти, поставляющие ее на НПЗ США (Саудовская
Аравия, Мексика, Канада, Норвегия, Венесуэла), моделируют центры нефтепере­
работки в США и разрабатывают изощренные стратегии, направленные на мини­
мизацию ценообразовательной способности нефтеперерабатывающих компаний,
а также влияния последних на систему ценообразования.
1.6.11. Удельный вес в градусах API нефти снижается,
содержание серы растет
В мировом масштабе удельный вес сырой нефти составляет в среднем около
31 "API, варьируясь от 45° для легкой нефти до 8—15° для тяжелой и битумной. За по­
следнее десятилетие средний удельный вес нефти в масштабах мировой добычи зна­
чительно изменился.
Содержание серы в нефти в мировом масштабе составляет в среднем около 1,25%,
изменяясь от 0,1 до 6 % при промышленной добыче. Добываемая нефть становит­
ся в среднем тяжелее и содержит все больше серы, о чем можно судить по качеству
нефти, поступающей на нефтеперерабатывающие заводы США.
Тяжелую, высокосернистую нефть труднее и дороже перерабатывать; кроме
того, она дает больше тяжелых продуктов, которые требуют дополнительной пе­
реработки. Перерабатывающие мощности, появившиеся в Соединенных Штатах
за последнее десятилетие, нацелены главным образом на конечные участки цепи
переработки, в частности на остатки, в целях более полной переработки тяжелой
нефти и соблюдения экологических нормативов. Например, всё большее число
предприятий нефтепереработки на побережье Мексиканского залива представ­
ляют собой «коксующие» НПЗ, перерабатывающие тяжелую, высокосернистую
нефть. За последние 20 лет количество «крекирующих» НПЗ на побережье Мек­
сиканского залива снизилось более чем наполовину, тогда как число «коксующих»
за то же время возросло более чем на треть. Мощность «коксующих» НПЗ в насто­
ящее время составляет около 90 % от суммарной мощности всех НПЗ побережья
Мексиканского залива [29].

1.7. Экономика нефтепереработки
37
1.6.12. Оптимизация нефтепереработки требует
множества компромиссных решений
На большинстве НПЗ одна и та же цель обычно может быть достигнута разными
путями. Поэтому многие производственные решения носят компромиссный харак­
тер, исходя из факторов, специфичных для местных условий. Для достижения опти­
мального баланса между сырьем, продуктами и их качеством учитывают множество
рабочих параметров: температуру, давление, время выдержки, качество сырья, гра­
ницы отделения фракций, кратность циркуляции газа, объемную скорость подачи
сырья и применяемые катализаторы. Пределы изменения этих параметров зависят
от конструкции установки, свойств поступающего сырья и требований к продуктам.
Для отдельно взятых сырья и комплекса катализаторов глубина переработки и пре­
вращения возрастают с увеличением жесткости условий процесса.
Подсистемы, образующие НПЗ, постоянно оптимизируют, расширяют или пе­
реводят в режим простоя, чтобы улучшить производственную деятельность. Опти­
мизация нефтепереработки — это сложный, многомерный процесс, связывающий
воедино рабочие параметры, спецификации на продукты, цены на сырье и продук­
ты, экологические и экономические ограничения. Кроме того, это поиск идеаль­
ного баланса между многими составляющими, так как любое преимущество имеет
свою цену, всякий прирост в одном отношении сопровождается потерей в другом,
а любая попытка избавиться от производства нежелательного продукта создает
новый поток отходов.
1.6.13?Нефтеперерабатывающее производство
является энергоемким
Переработка нефти — самая энергоемкая обрабатывающая отрасль промышлен­
ности в Соединенных Штатах. В 2002 году нефтеперерабатывающая промышлен­
ность США израсходовала 6,391 квадриллионов (1015) БТЕ1 энергии, что составляет
около 28 % суммарного энергопотребления в обрабатывающей промышленности [30].
Технологические установки потребляют или производят различные энергоносители,
такие как пар, электроэнергия, вода для питания котлов, топливный газ, газойль,
охлаждающая вода, азот, вода и технический воздух [31, 32]. Электроэнергия может
производиться или приобретаться, но потребность в топливе обычно удовлетворя­
ется за счет собственных ресурсов. Каждая установка, в зависимости от проектной
конфигурации и необходимости объединения с существующими производственны­
ми сооружениями, имеет специфичные потребности в энергоносителях.
1 Британская тепловая единица, равная 0,252 ккал. — П ри ме ч . науч. ред.
В потреблении энергии преобладают процессы с наибольшей пропускной способ­
ностью. На установки атмосферной и вакуумной перегонки приходится от 35 до 40 %
суммарного энергопотребления НПЗ. Это обусловлено как тем, что они являются
наиболее энергоемкими установками, так и тем, что начальному разделению с помо­
щью перегонки подвергается весь объем поступающей сырой нефти [32]. Из -за не­
обходимости гидроочистки многих промежуточных продуктов перед их дальнейшей

38
Глава 1. Введение
переработкой и для обеспечения требуемого качества конечных продуктов еще 20 %
энергии расходуется на гидроочистку.
1.6.14. Нефтеперерабатывающее производство
и нефтепродукты влияют на окружающую среду
Нефтегазовая промышленность — одна из наиболее жестко регулируемых отраслей
в Соединенных Штатах: регулируются способы добычи, импорта, хранения, транспор­
тировки и потребления нефти [33]. На нефтеперерабатывающее производство влияют
как экологические, так и политические законы. Процессы нефтепереработки созда­
ют множество различных газов, выбрасываемых в воздушную среду, и других отходов,
в частности опасные илитоксичные химические вещества [34—36]. Отрицательное воз­
действие нефтепереработки на окружающую среду и потребление ее продуктов при­
вели к появлению ряда экологических законов и нормативов. Некоторые из наиболее
важных положений этих законов направлены на изменение состава продуктов с тем,
чтобы снизить вредные выбросы в воздушную среду при эксплуатации двигателей.
1.7. ЭКОНОМИКА НЕФТЕПЕРЕРАБОТКИ
1.7.1. Экономика нефтепереработки является сложной
Экономические показатели нефтепереработки зависят от множества факто­
ров: структуры завода, цены на нефть, цен на продукты, стратегических решений,
эксплуатационных затрат и экологическихтребований. Поэтому простые экономиче­
ские модели редко оказываются полезными при принятии решений. Цены на нефть
и нефтепродукты изменяются относительно друг друга в соответствии со спросом
и предложением на рынке. Нефтеперерабатывающий завод может в определен­
ной степени контролировать себестоимость производства, но структуры цен имеют
сложное взаимодействие. Нефтеперерабатывающие компании пытаются получить
максимальную прибыль от колебаний рыночных цен на нефть и нефтепродукты. По­
тенциал экономической выгоды возникает при большом разрыве в ценах на легкие
и тяжелые марки нефти, а также на легкие и тяжелые нефтепродукты. Компании по­
купают тяжелую нефть, чтобы минимизировать затраты на сырье, и продают легкие
продукты, чтобы получить максимальный доход от продуктов.
1.7.2. Источники данных
Одним из лучших источников общедоступных данных о финансовой и производ­
ственной обстановке в нефтяном секторе США является публикуемый Управлени­
ем по информации в области энергетики (EIA) справочник Performance Profiles ofMajor
Energy Producers. Управление собирает через форму .КЛ -28 «Системы финансовой от­
четности» (FRS — Financial Reporting System) финансовые и производственные данные,
поступающие от ряда ведущих энергетических компаний, которые считаются предста­
вительными для энергетической промышленности США. Такие ведущие компании

1.7. Экономика нефтепереработки
39
должны отвечать одному из трех перечисленных ниже условий, контролируя по мень­
шей мере: 1) 1 % запасов, или добычи нефти, или газоконденсатных жидкостей в США;
2) 1 % запасов илидобычи природного газа в США; 3) 1 % нефтеперегонных мощностей
или продаж нефтепродуктов (такие компании должны включаться в ежегодный обзор).
Состав группы компаний, входящих в систему FRS, меняется со временем, но из­
менения обычно носят поэтапный характер, поэтому сравнение данных по годам
можно считать значимым. Сведения собираются как в отношении корпораций
в целом, так и по направлениям деятельности внутри компаний, связанным с неф­
тью, природным газом, электрической энергией, несырьевыми и другими источни­
ками энергии. Нефтяное направление подразделяется далее на разведку и добычу,
переработку и сбыт, трубопроводы для нефти и нефтепродуктов (для американской
нефти) и международный морской транспорт (для зарубежной нефти).
В 2004 году через систему FRS свои данные предоставили 29 ведущих энергети­
ческих компаний с суммарными доходами от производственной деятельности в раз­
мере 1,13 трлн долл., что составляет около 15 % от 7,4 трлн долл, суммарного дохода
500 крупнейших компаний [37]. Около 94 % операционной прибыли компаний FFS
было получено от деятельности в нефтяной отрасли; эти компании контролируют
46 % добычи нефти и газоконденсатных жидкостей, 43 % добычи природного газа
и 84 % нефтеперерабатывающих мощностей США. Из 29 ведущих энергетических
компаний 21 владеет нефтеперерабатывающими заводами в США.
1.7.3. Подъемы и спады в отрасли
Нефтеперерабатывающая промышленность — крупномасштабная и низкорен­
табельная отрасль, характеризующаяся низким уровнем окупаемости вложений
и неустойчивой прибыльностью. Прибыльность измеряется коэффициентом окупае­
мости инвестиций, определяемым как чистая прибыль от нефтепереработки и сбыта
в процентах от балансовой остаточной стоимости (сюда входят стоимость произ­
водственных сооружений и оборудования с учетом амортизации плюс инвестиции
и авансированные средства). Прибыльность нефтепереработки достигла максиму­
ма (15 %) в 1988 году, с 1992 по 1995 годы составляла в среднем 2 %, вновь достигла
15 % в 2001 году и затем стремительно упала до —1,7 % в 2002 году, который явился
наихудшим периодом в истории отчетности FRS. В 2004 году коэффициент окупае­
мости как отечественных, так и иностранных капиталов в нефтепереработке США
превысил 18 %. Высокой норме прибыли способствуют обычно высокий коэффи­
циент использования производственных мощностей, небольшое число конкурентов
и повышенный спрос на продукты, но только в последние несколько лет такое удач­
ное сочетание условий привело к реальному росту доходности.
1.7.4. Доходность в нефтепереработке
Показатели деятельности в отрасли часто оценивают через нормы валовой и чи­
стой прибыли. Норма валовой прибыли от нефтепереработки определяется как со­
вокупный доход от продаж продуктов за вычетом стоимости сырья. Норма чистой
прибыли определяется как валовая прибыль за вычетом затрат на сбыт продуктов,

40
Глава 1. Введение
внутренних издержек на энергию и других эксплуатационных затрат. Валовая при­
быль в нефтепереработке США достигла в 2004 году 8,68 долл, за баррель — наи­
высшего показателя с 1992 года. Эксплуатационные затраты со временем в целом
снижались, и в результате норма чистой прибыли от продаж нефтепродуктов со­
ставила в 2004 году 3,00 долл, за баррель. В табл. 1.14 показаны типичные величины
норм валовой и чистой прибыли для НПЗ североамериканского побережья Мекси­
канского залива в зависимости от сложности НПЗ.
Сложность НПЗ и типичные нормы прибыли от нефтепереработки
Таблица 1.14
Сложность НПЗ
Процент от суммар­
ных мощностей нефте­
переработки США
Средняя
мощность,
BPSD
Валовая при­
быль3, долларов
за баррель
Чистая при­
быль, долларов
за баррель
Простой
5,6
35 233
0,50-1,50
0,50-1,00
«Крекирующий»
28,7
92 552
3,00-4,50
0,00-2,50
«Коксующий»
65,7
196 936
5,00-7,00
и более
0,50-4,00
и более
* Прибыльность в 1 доллар за баррель для типичного НПЗ мощностью 100 тыс. BPSD равно­
сильна годовой прибыли около 35 млн долл. Величины приведены для НПЗ североамерикан­
ского побережья Мексиканского залива.
Источник: Отчет ОН & Gas Journal о мировых нефтеперерабатывающих мощностях, 19 де­
кабря 2005 года.
О’Брайен, Дж. Б., и Дженсен, С., A new proxyfor coking margins —forget the crack spread, до­
клад на конференции Национальной ассоциации нефтехимических и нефтеперерабатываю­
щих компаний (NPRA), АЛ/-О9-55, Сан-Франциско, 13-15 марта 2005 года.
1.7.5. Принятие решений об инвестициях
Капитальные затраты в нефтепереработке расходуются на совершенствование,
обновление, изменение и реконструкцию существующих НПЗ, на обеспечение со­
блюдения экологических стандартов на территории заводов и на производимые про­
дукты, а также на приобретение фондов и слияние.
Решение об инвестициях — сложный шаг, зависящий отожидаемого дохода на вло­
женный капитал и других факторов. Чтобы сектор нефтепереработки был привлека­
тельным для финансирования, он должен предложить нормы доходности, которые
с учетом разных профилей риска выгодно отличали бы его перед другими сектора­
ми. В 2004 году капитальные затраты компаний FRS составили 86,5 млрд долл., при­
чем 16 % от этой величины пришлось на затраты на нефтепереработку и сбыт [37].
Капиталовложения экологического назначения приводят к чистым издержкам, так
как не снижают себестоимость и не увеличивают объем производства. В течение
1990-х годов все сегменты нефтяной промышленности переживали слияние; по со­
общению аналитической компании John S. Herold, Inc., с 1991 по 2000 год было со­
вершено свыше 2600 сделок по слиянию [39]. Большая часть (85 %) этих слияний
пришлась на сегмент добычи, а остальные 13 % — на сегмент переработки и сбыта .
Около половины активов в сегменте переработки и сбыта являются объединенными.

1.8. Оценка затрат
41
1.8. ОЦЕНКА ЗАТРАТ
1.8.1. Источники данных
Существует широкий выбор источников данных, используемых для оценки сто­
имости сооружения нефтеперерабатывающих установок. Сюда входят данные пра­
вительственных организаций, частных и публичных акционерных компаний,
коммерческие базы данных, отраслевые и научные издания, а также информацион­
ные бюллетени для лицензиаров и компаний.
Данные о планируемых увеличениях объемов нефтеперерабатывающего произ­
водства ежегодно публикуются в октябрьских выпусках журналов Oil and Gas Journal
и Hydrocarbon Processing. Оба источника охватывают одинаковую информационную
область, предоставляя сведения об ожидаемом приросте мощностей по типу про­
екта (величина прироста мощности, суммарная мощность после приращения; тип
проекта — переоборудование, модернизация, реконструкция или расширение), о ли­
цензиарах, проектно-конструкторских компаниях, расчетной дате завершения, рас­
четной стоимости и состоянии проекта (отменен, предварительное проектирование,
техническое проектирование, завершен, техническое обслуживание, планирование
или строительство). Эти обзоры не содержат описания проектов, поэтому находят
ограниченное применение при оценке затрат. Hydrocarbon Processing публикует также
справочник Refining Handbook, содержащий базовые экономические данные для каж­
дого процесса [40]. Давая более точную информацию, чем обзоры, этот справочник
вместе с тем.^е содержит детального описания проектов, поэтому его применение
при оценке затрат также весьма ограниченно.
Лучшие источники данных о затратах — это, во-первых, технические статьи, печа­
таемые в Oil and Gas Journal, Hydrocarbon Processing и Petroleum Technology Quarterly, во-
вторых, это материалы, представляемые на профессиональных конференциях таких
организаций, как Национальная ассоциация нефтехимических и нефтеперерабатываю­
щих компаний; в-третьих, это отраслевые исследования. Превосходный источник тех­
нологических и экономических данных для широкого ряда технологий — справочник
Роберта Мейерса Handbook of Petroleum Refining Processes1 [41]. Оценки затрат для схем
и технологий нефтепереработки вплоть до середины 1990-х годов приводят Мэйплс [42],
Расеев [43], Заде-Бейш [44], а также предыдущие издания настоящей книги.
1 Доступен в русском переводе: Мейерс Р. А. Основные процессы нефтепереработки. Справочник.
Пер. с англ, языка под ред. О . Ф . Глаголевой, О. П . Лыкова. СПб.: «Профессия», 2011. 944 с. — Д рим еч.
науч. ред .
Во всей отрасли при сравнительном анализе и исследовании стратегий широко ис­
пользуются коммерческие базы данных Baker & O’Brien (www.bakerobrien.com), Purvin
and Gertz (www.purvingertz.com), Solomon Associates (www.SolomonOnline.com), Turner and
Mason (www.tumermason.com) и других консалтинговых агентств. Данные о затратах
из коммерческих источников считаются наиболее полезными, так как отбираются
из проектов либо других источников за длительный период времени. Вместе с тем
каждое агентство рассматривает свои базы данных и программные средства модели­
рования как интеллектуальную собственность, поэтому оценить и сравнить качество
и надежность коммерческих источников трудно.

42
Глава 1. Введение
1.8.2. Технологические процессы
В нефтепереработке применяются технологические процессы атмосферной и ва­
куумной перегонки, коксования, термические процессы, процессы каталитического
крекинга, каталитического риформинга, каталитического гидрокрекинга, каталити­
ческой гидроочистки, алкилирования, полимеризации, производства ароматических
углеводородов, изомеризации, производства оксигенатов и водорода (табл. 1.15).
Каждый процесс подразделяется на одну или несколько подкатегорий, различаемых
в зависимости от характерных технологических свойств процесса, его рабочих усло­
вий или вида перерабатываемого сырья.
Технологические процессы нефтепереработки
Таблица 1.15
Технологический процесс
Технология
Коксование
Коксование в псевдоожиженном слое, замедленное коксование
и др.
Термические процессы Термический крекинг, висбрекинг
Каталитический крекинг Каталитический крекинг в псевдоожиженном слое и др.
Каталитический
риформинг
Полурегенеративный, циклический, с непрерывной регенераци­
ейидр.
Каталитический
гидрокрекинг
Производство дистиллятов, облагораживание остатков, облаго­
раживание смазочных масел и др.
Каталитическая
гидроочистка
Предварительная обработка сырья риформинга, обессеривание
бензиновых фракций, насыщение ароматических углеводоро­
дов бензиновых фракций, обессеривание керосина и реактив­
ного топлива, дизельного топлива, насыщение ароматических
углеводородов дистиллятов, гидроочистка других дистиллятов,
предварительная обработка сырья каталитического крекин­
га, гидроочистка других газойлей, гидроочистка остатков, доо­
чистка смазочных масел, заключительная гидроочистка бензи­
новых фракций каталитического крекинга в псевдоожиженном
слое и др-
Алкилирование
Сернокислотное, фтористоводородное
Полимеризация/
димеризация
Полимеризация, димеризация
Производство аромати­
ческих углеводородов
Целевые продукты: бензол, толуол, ксилолы, циклогексан,
кумол. Гидродеалкилирование
Изомеризация
Сырье: С4, С5 и С6
Производство
оксигенатов
Эфиры: МТБЭ, ЭТБЭ, ТАМЭ
Производство водорода Паровой риформинг метана, паровой риформинг бензиновых
фракций, частичное окисление
Отделение водорода
Адсорбция при переменном давлении, криогенное отделение,
мембранное отделение и др.
Источник: Отчет Oil & Gas Journal о мировых нефтеперерабатывающих мощностях, 19 де­
кабря 2005 года.

1.8. Оценка затрат
43
1.8.3. Детализация функций
Капитальные затраты на установки нефтепереработки часто выражают в виде функ­
ции от мощности (пропускной способности) и масштабируют до степенному закону:
С(и., е,)/С(Ц,(22) = (Ql/Q2Y,
где С(С/, Qt) — затраты на технологическую установку СТ. мощностью Qv
Величина х зависит от типа установки и часто принимается находящейся в интер­
вале между 0,5 и 0,7 [45,46]. Данная величина определяется регрессионным анализом
исходя из данных, полученных на установках сравнимых конструкций и технологий.
Для установок некоторых типов не удается вывести полезные зависимости на осно­
вании их производительности по сырью. В других случаях, когда на расчетные пара­
метры влияет большое число факторов, можно получить нереалистичные границы
неопределенности. Чтобы справиться с этими проблемами, часто выполнялась вза­
имная корреляция данных о затратах по двум или более показателям процессов;
в случаях, когда данные были крайне скудны, предоставлялись данные о затратах
на установку в пересчете на баррель. Допущения, принимаемые в каждом случае
оценки затрат, указаны в соответствующих таблицах.
1.8.4. Потребность в энергоносителях
Потребность в энергоносителях для каждого процесса далее будет представлена
в расчете на Царрель сырья или продукта установки. Потребность в энергоносите­
лях соответствует «средним» характеристикам, связанным со средней точкой кривой
стоимости строительства. Можно ожидать, что величины потребления энергоноси­
телей будут изменяться в широких пределах в зависимости от мощности установки
и других специфичных для процесса факторов. Типичные данные о стоимости энер­
гоносителей приведены в табл. 1 .16.
Типичные данные о стоимости энергоносителей по состоянию на 2005 год
Таблица 1.16
Энергоноситель
Британские единицы
Единицы СИ
Пар, 450 psig (3,15 МПа)
$5,50 за 1000 фунтов
$12,10 за 1000 кг
Пар, 150 psig (1,05 МПа)
$4,40 за 1000 фунтов
$8,80 за 1000 кг
Пар, 50 psig (0,35 МПа)
$2,50 за 1000 фунтов
$5,50 за 1000 кг
Электроэнергия
$0,04 за 1кВтч
$0,04 за 1 кВтч
Охлаждающая вода
$0,05 за 1000 галлонов
$0,013 33 1 м1
Технологическая вода
$0,05 за 1000 галлонов
$0,13 за 1 м3
Вода для питания котлов
$1,50 за 1000 галлонов
$0,40 за 1 м3
Охлажденная вода, 40 °F
$1,00затоннув сутки
$3,30 за 1 ГДж
Природный газ
$5,40 за 1000 куб. футов в н. у.
$0,226за1м3вн.у.
Нефтяное топливо
$0,75 за галлон
$200заIм3
Источник: Seider, W. D., Seader, J. D ., and Lewin, D. R., Product & Process Design Principles, John
Wiley & Sons, New York, 2004.

44
Глава 1. Введение
1.8.4.1. Нормализация
Данные о затратах на установки приблизительно сопоставимых конструкций
и технологий нормализуют по отношению к строительным нормам, спецификациям
процессов, местоположению установки и времени монтажа.
1.8 .4.1 .1. Зависимая переменная
Обычной базой при расчете стоимости строительства является объем в барреляхжид­
кой нефти, подаваемой в процесс, но для некоторых установок (например, алкилирова­
ния, полимеризации, производства ароматических углеводородов) оптимальным пока-
зателемявляетсяобъемв баррелях продукта, ане сырья. Длядругих установок (например,
изомеризации, гидроочистки, каталитического риформинга, производства водорода) за­
траты необходимо увязывать сдругими факторами. При переработке газа и производстве
серы базовыми единицами являются кубический фут (газ) и английская тонна (сера).
1.8.4 .1 .2. Тип проекта
Проекты делятся на 1) новые мощности; 2) расширение существующих; 3) рекон­
струкцию или модернизацию имеющихся средств производства. Оценки затрат отно­
сятсяисключительно кновому строительству, ограничиваясь оборудованиемв пределах
границ технологической установкидля каждого процесса, и включают затраты на мате­
риалы, труд, расчет за проектирование и инженерно-техническиеработы, вознагражде­
ние подрядчику, непроизводительные издержки и предусмотренныерасходы.
1.8 .4 .1 .3. Внезаводские расходы
Внезаводские расходы включают в себя затраты на приобретение и подготовку
участка, энергоснабжение, электрические подстанции, внешние резервуарные парки
или портовые нефтебазы. Внезаводские расходы изменяются в широких пределах
в зависимости от местоположения установки, ее типа, а также существующей инфра­
структуры. Они не входят в затраты в пределах границ технологической установки .
1.8 .4 .1 .4. Местоположение
Общепринятая практика — производить оценку затрат для НПЗ, располагаемого
на побережье Мексиканского залива, поскольку затраты на строительство при таком
местоположении наиболее благоприятны. Проектные требования, климат, норма­
тивные требования, своды норм и правил, налогообложение, наличие рабочей силы
и производительность труда — все эти факторы влияют на стоимость строительства
и в определенной степени на эксплуатационные затраты.
1.8 .4 .1 .5. Время
Затраты на приобретение технологического оборудования в нефтепереработке
обычно определяют по номограммам, формулам или предложениям поставщиков

1.8. Оценка затрат
45
на определенный период времени, обычно указываемый месяцем и годом. Такие
факторы, как нормативные требования, тяжелое сырье и стоимость материалов, спо­
собны приводить к увеличению затрат и необходимого объема капиталовложений
с течением времени. Другие факторы (например, технологические улучшения, оп­
тимизация процессов благодаря усовершенствованным катализаторам, контрольно­
измерительному оборудованию и технологиям материалов), напротив, способствуют
снижению затрат. Время строительства отражает как долговременную динамику
(в частности, улучшения в технологии и повышение эффективности работы), так
и изменения местных факторов (разрешительной документации, экологических тре­
бований, стоимости конструкционных материалов и т. д.) .
1.8.5. Индексы затрат Нельсона-Фаррара
Оценку затрат С(?2) на приобретение в момент времени Г, получают умножением
исходных (по первоначальным ценам) затрат C(Q в момент времени г, на отношение
индексов затрат/:
Индекс строительных затрат Нельсона—Фаррара NF нормализует затраты за пе­
риод времени, необходимый для сооружения технологической установки. Индекс
NF непригоден для определения затрат для НПЗ или технологических установок
старше 3—5 лет. Этот индекс также не учитывает изменения производительности
труда при проектировании, строительстве и управлении. Индекс строительных за­
трат Нельсона—Фаррара публикуется каждый месяц в первом выпуске Oil and Gas
Journal (табл. 1.17).
Индекс Нельсона—Фаррара затрат на строительство НПЗ за 1970—2005 годы
Таблица 1.17
X
197Х
198J
199JT
200Х
0
365
823
1226
1543
1
406
904
1253
1580
2
439
977
1277
1642
3
468
1026
1311
1710
4
523
1061
1350
1834
5
576 '
1074
“ 1392
1918
6
616
1090
1419
7
653
1122
1449
8
701
1165
1478
9
757
1196
1497
Источник: Oil and Gas Journal. Значение индекса за 1946 год принято равным 100. Индекс
строительных затрат Нельсона—Фаррара публикуется каждый месяц в первом выпуске Oil and
Gas Journal.

46
Глава 1. Введение
Для сравнения во времени затрат на эксплуатацию используют индексы экс­
плуатационных затрат Нельсона—Фаррара (табл. 1.18). В отличие от строительных
индексов, индексы эксплуатационных затрат нормализованы относительно произ­
водительности труда, изменений в количестве и сортах используемых топлив, из­
менений производительности труда при проектировании и строительстве, а также
изменений в количестве и типах используемых химреагентов и катализаторов [47,48].
Сравнивать можно эксплуатационные индексы за два любых периода времени.
Индексы Нельсона—Фаррара затрат на эксплуатацию НПЗ за 2000—2005 годы
Таблица 1.18
Показатель
Год
2000 2001
2002
2003
2004 2005
Затраты на топливо и энергию
780
704
667
935
972
1360
Трудовые затраты
249
221
211
201
192
202
Тарифные ставки
1094 1007
968
972
984
1007
Производительность труда
441
456
459
485
513
501
Сопутствующие капиталовложения
589
594
620
643
687
716
Химреагенты и катализаторы
224
222
221
238
268
311
НПЗ
444
429
433
465
487
542
Процессы
554
521
514
613
638
787
Источник: Oil and Gas Journal. Значение индекса 1956 принято равным 100. Индекс эксплуатаци­
онных затрат Нельсона—Фаррара публикуется каждый месяц в первом выпуске Oil and Gas Journal.
1.8.6. Ограничения анализа
Данные о затратах, в отличие от фактических затрат, обычно выражают в виде про­
ектной оценки. Предпочтительно использовать в анализе только величины фактиче­
ских затрат, но поскольку обычно выборки данных слишком скудны, при постройке
кривых затрат необходимо опираться и на расчетные оценки. Из -за различий обору­
дования, рыночных условий, прибыли поставщиков и других факторов данные о за­
тратах рассеяны с распределением по нормальному закону, поэтому всякой оценке
затрат присущ некоторый уровень неопределенности.
Кривые затрат в настоящей книге выражают типичные, или средние, значения
и представлены в виде точечных оценок, а не интервалов значений. Подразумевает­
ся, что функции затрат представляют некоторый «средний» НПЗ, не существующий
в реальности, но полезный для разработки концептуальных оценок затрат на ранней
стадии проектирования. Можно принять, что кривые затрат ограничены погрешно­
стью ±25 %. Оборотный капитал, материально-производственные запасы, издержки
на ввод в действие, стоимость земельного участка, подготовка последнего, налоги,
лицензии, разрешения и пошлины при оценке не учитываются.
Уровень неопределенности при оценке затрат можно снизить лишь путем де­
тальных предпроекгных изысканий, опираясь на данные, зависящие от местных
условий. Для точного экономического сравнения и оценки необходимо учитывать

1.9. Сложность нефтеперерабатывающего завода
47
и другие факторы, такие как сырье, спецификации на продукцию, условия эксплу­
атации, проектные и технологические варианты.
1.9. СЛОЖНОСТЬ НЕФТЕПЕРЕРАБАТЫВАЮЩЕГО
ЗАВОДА
1.9.1. Источники данных
В декабре каждого года Oil and Gas Journal публикует обозрение нефтеперерабатыва­
ющей отрасли, где приводятся номинальные мощности всех НПЗ в мире, выражаемые
в ввде пропускной способности по сырью и производительности. Обозрение содержит
информацию о местоположении каждого НПЗ, производимой им продукции, а также
о компании, которой он принадлежит. Управление по информации в областиэнергетики
Министерства энергетики США публикует свои данные в схожем формате, но ограни­
чивается только теми НПЗ, что располагаютсяна территории Соединенных Штатов [49].
Атмосферная и вакуумная перегонка, коксование, термические процессы, ката­
литический крекинг, каталитический риформинг и каталитический гидрокрекинг
характеризуются пропускной способностью по сырью. Другая характеристика
—
производительность по продукции, означающая максимальное количество продукта,
которое может произвести НПЗ. Она дается для установок алкилирования, полиме­
ризации идимеризации, производства ароматических углеводородов, изомеризации,
производствахмазочных материалов, оксигенатов, водорода, кокса, серы и битума.
1.9.2. Сложность установки
Для количественного исчисления относительной стоимости компонентов, обра­
зующих НПЗ, Уилбур Нельсон ввел понятие индекса сложности [50—52]. Значение
индекса сложности, равное 1, Нельсон присвоил установке атмосферной перегонки.
Например, если сооружение установки атмосферной перегонки с пропускной спо­
собностью 100 тыс. BPD обходится в 10 млн долл., то затраты на установку в расчете
на баррель за сутки составят 100 долл. Если сооружение установки каталитического
риформинга с пропускной способностью 20 тыс. BPD стоит 10 млн долл., то ее стои­
мость в пересчете на баррель за сутки составляет 500 долл.; тогда сложность установ­
ки каталитического риформинга будет равна 500/100 = 5.
Индекс сложности технологической установки Uf мощностью Q( определяется так:
7(ф = С(Ц,е,)/С(?70,20),
где у( Ц) — индекс сложности; С( Ц, Q) — затраты на сооружение установки; J70—уста­
новка атмосферной перегонки.
Использование индекса сложности при оценке затрат может быть ограничено раз­
личными методологическими аспектами. Индекс сложности не учитывает влияние
мощности на затраты, так как он инвариантен относительно мощности и во времени
изменяется медленно (или вообще не изменяется) (табл. 1.19), что негативно отража­
ется на надежности полученных с его помощью данных.

48
Глава 1. Введение
Тенденции изменения индексов сложности
Таблица 1.19
Технологический процесс
Год(ы)
1946 1961-1972
1976
1989
Атмосферная перегонка
1
1
1
1
Вакуумная перегонка
2
2
2
2
Вакуумная разгонка (однократная равновесная)
1
1
1
1
Термический процесс:
термический крекинг
висбрекинг
4,5
2
3
2
3
2
3
2
Коксование
5
5
5,5
5,5
Прокаливание
63
108
108
Каталитический крекинг;
глубина превращения 60 %
глубина превращения 80 %
4
5
6
5
6
5
6
Каталитический риформинг
5
4
5
5
Каталитический гидрокрекинг
6
6
6
Каталитическое гидрооблагораживание
4
3
3
Каталитическая гидроочистка
2
2
1,7
Алкилирование
9
9
11
11
Производство ароматических углеводородов
(бензол, толуол и ксилолы)
40-70
20
20
Изомеризация
3
3
3
Полимеризация
9
9
9
9
Производство смазочных материалов
60
Производство битума
2
3,5
1,5
Водород, млн куб. футов в н. у. за сутки:
производство
извлечение
1,2
0,7
1,2
0,7
1
I
Производство оксигенатов
10
Производство серы, английских тонн за сутки
85
85
85
Производство из разбавленного газа
250-300 220-600 220-600
Источник: Nelson, W. L ., Guide to Refinery Operating Cost (Process Costimating), 3rd ed., Petroleum
Publishing, Tulsa, OK, 1976; Farrar, G. L„ How Nelson cost indices are compiled, Oil and Gas Journal,
December 30, p. 145,1985.
1.9.3. Сложность НПЗ
Индекс сложности НПЗ показывает, насколько он сложен относительно заво­
да, осуществляющего исключительно перегонку сырой нефти. Индекс сложности
НПЗ R определяется сложностью отдельных установок, «взвешенной» по мощности
в процентах от мощности установки перегонки:

1.9 . Сложность нефтеперерабатывающего завода
49
где y(-R) — индекс сложности нефтеперерабатывающего завода К;
—
индекс
сложностиустановкиU.; Q. — мощность установкиUr
Величина у(Л) характеризует сложность НПЗ: у простых заводов оно менее 5,
у сложных — от 5 до 15, у очень сложных — более 15. Сложность НПЗ — широко
используемый статистический показатель отрасли, полезный при сравнительном
анализе. Этот индекс часто используют как соотносительный или описательный па­
раметр в исследованиях маркетинга и оценочного анализа [53].
1.9.4. Пример
В табл. 1.20 и 1.21 показаны величины пропускной способности и производитель­
ности нефтеперерабатывающих мощностей компании ExxonMobil в штате Луизиана.
Согласно расчету, индекс сложности НПЗ в Батон-Руж равен 13,4 (табл. 1.22).
Таблица 1.20
Пропускная способность НПЗ компании ExxonMobil в штате Луизиана за 2005 год, тыс. баррелей
за календарные сутки
Местопо­
ложение
Атмос­
ферная
перегон­
ка
Вакуум­
ная пе-
регон-
ка
Замед­
ленное
коксова­
ние
Термиче­
ские
процес­
сы
Катали­
тический
крекинг
Катали­
тический
рифор­
минг
Каталити­
ческий
гидро­
крекинг
Катали­
тическая
гидро­
очистка
Батон-Руж 501
227
112,5
—
229
75,5
24
333,5
Чалметт 188
112
33
—
68
47
18,5
172,5
Всего
689
335
145,5
—
297
122,5
42,5
506
Источник: Отчет Oil & Gas Journal о мировых нефтеперерабатывающих мощностях, 19 де­
кабря 2005 года.
Таблица 1.21
Производительность НПЗ компании ExxonMobil в штате Луизиана за 2005 год, тыс. баррелей
за календарные сутки
Местопо­
ложение
Алки­
лиро­
вание
Поли­
мери­
зация
и диме­
риза­
ция
Произ­
водство
арома­
тических
углево­
дородов
Изо­
мери­
зация
Производство
Сма­
зочные
мате­
риалы
Ок­
сиге­
наты
Водород,
млн куб.
футов в н. у.
за сутки
Кокс,
тонн
за сут­
ки
Сера,
тонн
за сут­
ки
Битум,
тони
за сут­
ки
Батон-
Руж
140
9,5
—
—
16
7
12
5262 690
—
Чалметт 12,5
—
10
10
—
—
—
2050 920
—
Всего
152,5 9,5
10
10
16
7
12
7312 1619
—
Источник: Отчет Oil & Gas Journal о мировых нефтеперерабатывающих мощностях, 19 дека­
бря 2005 года.

50
Глава 1. Введение
Индекс сложности НПЗ компании ExxonMobil в Батон-Руж, 2005 год
Таблица 1.22
Технологический процесс
Мощность,
тыс. BPSD
Процент
от мощности
перегонки
Индекс
сложности
Взвешенный
индекс
сложности
Атмосферная перегонка
501
100
1
1
Вакуумная перегонка
227
45,3
2
0,91
Коксование
112,5
22,5
5,5
1,20
Каталитический крекинг
229
45,7
6
2,74
Каталитический риформинг
75,5
15,1
5
0,76
Каталитический гидрокрекинг
24
4,8
6
0,29
Каталитическая гидроочистка
333,5
66,6
1,7
1,13
Алкилирование
140
27,9
11
3,07
Полимеризация
9,5
1,9
9
0,17
Производство смазочных материалов
16
3,2
60
1,92
Производство оксигенатов
7
1,4
10
0,14
Производство водорода, млн куб.
футов за сутки
12
2,4
1
0,02
Индекс сложности
13,4
1.9.5. Обобщенная сложность
Индекс сложности можно обобщить на любом масштабе — на уровне компании,
штата, страны или региона:
т(г)=Ег(д.)(ад/е(П),
где у(Г) — мера сложности рассматриваемой категории; у(Д.)
—
сложность НПЗ R.;
Q(R) — нефтеперегонная мощность НПЗ Д.; <2(Г) = L Q(R).
1.10. ТЕХНОЛОГИЧЕСКАЯ СХЕМА
НЕФТЕПЕРЕРАБАТЫВАЮЩЕГО ЗАВОДА
И ПОРЯДОК ИЗЛОЖЕНИЯ МАТЕРИАЛА
1.10.1. Продукты и сырье нефтепереработки (главы 2,3)
В подземных коллекторах нефть находится в жидкой фазе и остается в ней после
прохождения через сепараторы при атмосферном давлении. Нефть содержит также
небольшие количества углеводородов (которые в коллекторе находятся в газовой
фазе, но после отделения от попутного газа в кустовых сепараторах переходят в жид­
кую фазу) и небольшие количества неуглеводородных соединений (содержащих

1.10. Технологическая схема нефтеперерабатывающего завода ...
51
такие элементы, как сера и различные металлы), конденсатных газов и жидких угле­
водородов, поступающих из битуминозных или нефтеносных песчаников и нефте­
носных сланцев. В главе 2 рассматриваются свойства продуктов нефтепереработки
и спецификации бензина, а в главе 3 — важные свойства нефти и ее состав.
1.10.2. Перегонка нефти (глава 4)
Первый этап в переработке нефти — разделение ее на фракции путем перегонки .
Нефть подогревают в печи примерно до 600-700 °F (315—370 °C) и подают в перегон­
ную колонну. Там нефть разделяется на бутан и легкийжирный газ, нестабильную лег­
кую бензиновую фракцию, тяжелую бензиновую фракцию, керосин, атмосферный
газойль и остаток атмосферной перегонки. Последний направляют в печь и далее
в колонну вакуумной перегонки под пониженным давлением и разделяют на вакуум­
ный газойль и вакуумный остаток.
1.10.3. Коксование и термические процессы (глава 5)
В процессах термического крекинга для расщепления, перестройки и соедине­
ния молекул углеводородов используют факторы теплоты и давления. К процессам
термического крекинга относятся висбрекинг, замедленное коксование, коксование
в псевдоожиженном слое и флексикокинг
Остаток вакуумной колонны подвергают термическому крекингу на установ­
ке замедленного коксования, получая жирный газ, бензиновые фракции, газойль
и кокс. Разложение тяжелых фракций нефти на установке замедленного коксова­
ния дает смесь газойлей и нефтяной кокс. Газойли перерабатывают на других уста­
новках, чтобы получить продукт, отвечающий спецификациям. Что касается кокса,
то в зависимости от его качества он может быть использован как топливо или в иных
целях (например, в производстве стали или алюминия). Без коксования тяжелый
остаток пришлось бы сбывать кактяжелое нефтяное топливо или битум (если нефть
подходит для этой цели). Висбрекинг — процесс термического крекинга в умерен­
ных условиях, в котором тяжелые атмосферные или вакуумные остатки расщепля­
ют при умеренных температурах, чтобы увеличить объем дистиллятных продуктов
и снизить вязкость остатков перегонки. При коксовании в псевдоожиженном слое
для отделения кокса и непрерывного превращения тяжелых низкокачественных га­
зойлей в более легкие продукты используют технологию псевдоожижения твердой
фазы. Процесс флексикокинга превращает такие тяжелые углеводороды, как би­
тумные нефти и остатки перегонки, в более легкие продукты и топливный газ.
1.10.4. Каталитический крекинг (глава 6)
Каталитический крекинг — процесс, предусматривающий тепловое воздействие
при участии катализатора, но без введения водорода. Он направлен на расщепле­
ние крупных, тяжелых и сложных молекул углеводородов на более простые и легкие.
Сырье для установок каталитического крекинга и гидрокрекинга — атмосферные
и вакуумные газойли, а также газойль коксования. Тяжелые газойли превращают

52
Глава 1. Введение
в легкие продукты: сжиженный нефтяной газ (СНГ), бензин и средние дистилляты.
Процессы каталитического крекинга перерабатывают свежее и рециркулирующее
сырье. Насыщение и улучшение качества ненасыщенных продуктов каталитического
крекинга осуществляют гидроочисткой и риформингом. Наиболее широко применя­
емая технология вторичного превращения — каталитический крекинг в псевдоожи­
женном слое катализатора.
1.10.5. Каталитический гидрокрекинг (глава 7)
Каталитический гидрокрекинг — процесс переработки, требующий сравнитель­
но низких температур и высоких давлений, а также наличия катализатора и водоро­
да. Этот процесс преобразует сырье со средними интервалами кипения в бензиновые
фракции, сырье для установки риформинга, дизельное топливо, реактивное топливо
и высококачественное остаточное топливо. В рамках каталитического гидрокрекинга
используют один или несколько катализаторов, что зависит от требуемой структуры
выхода продуктов. Гидрокрекинг применяют для переработки сырья, которое трудно
поддается каталитическому крекингу или риформингу, поскольку такое сырье обыч­
но характеризуется высоким содержанием полициклических ароматических углево­
дородов, олефинов, а также соединений серы и азота.
1.10.6. Гидропереработка и переработка остатков
(глава 8)
Остаток — это нижний продукт колонны атмосферной перегонки, кипящий выше
650 °F (343 °C), или колонны вакуумной перегонки, кипящий выше 1050 °F (566 °C).
Обычно его подмешивают в тяжелое или индустриальное нефтяное топливо. Суще­
ствует несколько вариантов переработки остатков, в том числе замедленное коксо­
вание, висбрекинг и обессеривание. Гидропереработку применяют для понижения
интервала кипения сырья, а также удаления таких примесей, как металлы, сера, азот
и высокоуглеродистые соединения.
1.10.7. Гидроочистка (глава 9)
Перегонка не изменяет молекулярную структуру углеводородов, поэтому все
примеси, имеющиеся в сырой нефти, остаются без изменений. В процессе катали­
тической гидроочистки нефтяные фракции обрабатывают при участии катализа­
торов и значительных количеств водорода. Если из нефтяных фракций не удалять
примеси, последние могут отрицательно влиять на оборудование, катализаторы
и готовые продукты. Гидроочистку обычно проводят перед каталитическимрифор­
мингом, поэтому его катализатор не загрязняется необработанным сырьем. Гидро­
очистку проводят также перед каталитическим крекингом: это позволяет снизить
содержание серы и улучшить выход продуктов, а также превратить средние дистил­
ляты в керосин, дизельные и печные топлива. Результат гидроочистки — обессери­
вание (удаление серы), деазотирование (удаление азота) и превращение олефинов
в парафины.

1.10. Технологическая схема нефтеперерабатывающего завода ...
53
1.10.8. Каталитический риформинг и изомеризация
(глава 10)
Тяжелые бензиновые фракции из колонны перегонки и установок коксования
и крекинга направляют на установку каталитического риформинга, чтобы повысить
их октановое число. Каталитический риформинг преобразует низкооктановые бензи­
новые фракции в высокооктановые компоненты бензина, называемые риформатами.
Риформинг — это суммарный результат крекинга, дегидрирования и изомеризации,
происходящих одновременно. В зависимости от свойств сырья и катализаторов про­
изводимые риформаты могут содержать в очень высоких концентрациях бензол, то­
луол, ксилолы и другие ароматические углеводороды, используемые как компоненты
бензина и нефтехимическое сырье. Водород отделяют от риформата и возвращают
в процесс на циркуляцию или используют в других процессах.
Изомеризация изменяет расположение атомов в молекулах, но не их количество.
Ее применяют для превращения нормального бутана в изобутан — сырье для про­
цесса алкилирования, и нормальных пентана и гексана соответственно в изопентан
и изогексан — высокооктановые компоненты бензина . Сырьем для процесса изоме­
ризации, превращающего линейные парафины в их изомеры с высоким октановым
числом, служат легкие бензиновые фракции, производимые первичной перегонкой
нефти и установками коксования и крекинга.
1.10.9. Алкилирование и полимеризация (глава 11)
Алкилирование — процесс химического связывания изобутана с олефиновыми
углеводородами в условиях контролируемых температур и давлений проходящий
с участием кислотного катализатора (обычно серной или фтористоводородной кис­
лоты). Получаемый продукт — изопарафин (изоокган и изогептан) — имеет высокое
октановое число и добавляется в моторный и авиационный бензины для улучшения
их антидетонационной характеристики. Олефиновое сырье представляет собой пре­
имущественно смесь пропилена и бутилена.
Полимеризация преобразует легкие олефиновые газы — пропилен и бутилен
—
в углеводороды с большей молекулярной массой и более высоким октановым числом,
которые можно использовать в качестве компонентов бензина. Процесс проводится
при низких температурах с участием катализатора.
1.10.10. Смешение продуктов (глава 12)
Смешение продуктов — процесс физического соединения различных жидких
углеводородов, направленный на получение готового продукта с определенными
характеристиками. Продукты можно смешивать непрерывно, подавая их в общую
линию через коллекторную систему либо партиями в резервуарах и сосудах. При сме­
шении в линии бензина, дистиллятов, реактивного топлива и керосина тщательному
перемешиванию компонентов способствует турбулентность. Чтобы придать продук­
ту свойства, которые отсутствуют у смешиваемых углеводородов, во время смеше­
ния или после него вводят добавки и присадки, в том числе присадки для повышения

54
Глава 1. Введение
октанового числа, деакгиваторы металлов, антиоксиданты, ингибиторы смолообра­
зования и коррозии, а также детергенты.
1.10.11. Вспомогательные процессы (глава 13)
Жирный газ из атмосферной колонны и установок риформинга, гидрокрекинга
и гидроочистки разделяют в секции улавливания паров (на установке переработки
насыщенного газа) на топливный газ, сжиженный нефтяной газ, нормальный бутан
и изобутан. Топливный газ сжигают как топливо в печах установок нефтепереработ­
ки, нормальный бутан добавляют в бензин или сжиженный нефтяной газ, а изобутан
используют как сырье для установки алкилирования.
Установка разделения ненасыщенного газа извлекает легкие олефиновые углево­
дороды из жирного газа, после чего компримирует их и обрабатывает амином, чтобы
удалить из них сероводород до или после подачи во фракционирующий абсорбер.
Ненасыщенные углеводороды и изобутан направляют для переработки на установ­
ку алкилирования.
На установке аминовой очистки удаляются кислые примеси из сернистых газов
и углеводородов. Газ и жидкие углеводороды, содержащие двуокись углерода или се­
роводород, подают в колонну абсорбции газа или жидкостного контакта, где кис­
лые примеси абсорбируются противоточным потоком аминового растора. Установка
извлечения серы преобразует сероводород в кислых газах и углеводородах в элемен­
тарную серу. Наиболее широко применяется процесс Клауса, в котором протекают
термические и каталитические реакции превращения.
Водорода, получаемого на установке каталитического риформинга, часто
не хватает для полного удовлетворения потребностей НПЗ, поэтому его произво­
дят дополнительно или извлекают из внешних источников. Для процессов гидро­
обессеривания и гидрокрекинга, а также нефтехимических процессов требуется
водород высокой чистоты. Большую часть производимого водорода обеспечива­
ет паровой риформинг природного газа, но используется также водород процессов
каталитического риформинга и частичного окисления. Паровой риформинг и ка­
талитические процессы подходят, как правило, для переработки легких углеводо­
родов и бензиновых фракций, в то время как процесс частичного окисления может
работать на более широком ассортименте сырья, в том числе на тяжелых остатках
и малоценных продуктах.
1.10.12. Экономика и планирование
нефтепереработки (глава 14)
Современное нефтеперерабатывающее производство — это целый комплекс про­
блем, трудность которых обусловлена многокомпоненгностью сырья, получаемого
из множества источников, сложностью технологий переработки и становящихся все
более жесткими спецификаций на продукты. Любые решения по экономике НПЗ
требуют моделирования на уровне производственного объекта. Анализ таких реше­
ний иллюстрируется моделью линейного программирования и обычно выполняется
плановым отделом нефтеперерабатывающей компании.

1.10. Технологическая схема нефтеперерабатывающего завода...
55
1.10.13. Компоненты смазочных масел (глава 15)
На некоторых НПЗ тяжелый вакуумный газойль и остаток парафиновой или на­
фтеновой нефти перерабатывают в компоненты смазочных масел. Сначала из газой­
ля и деасфальтизированного остатка (деасфальтизата) экстракцией растворителями
удаляют ароматические соединения; последние депарафинизируют для снижения
температуры потери текучести. Затем газойль и остаток обрабатывают специаль­
ными глинами или подвергают гидроочистке в жестких условиях, чтобы улучшить
цвет и стабильность, прежде чем использовать в качестве компонента смазочных
масел. Цель экстракции растворителями — предотвратить коррозию, защитить ка­
тализаторы последующих процессов и улучшить конечный продукт удалением аро­
матических углеводородов. Для удаления парафина из дистиллятов или остаточных
базовых компонентов на любой стадии процесса переработки применяют депара­
финизацию растворителями.
1.10.14. Нефтехимическое сырье (глава 16)
Ненасыщенные и насыщенные, а также ароматические углеводороды сырья ис­
пользуют в нефтехимическом производстве согласно их назначению и способу по­
лучения. Ароматические углеводороды получают на установках каталитического
риформинга, применяемых для улучшения октанового числа тяжелых прямогон­
ных бензиновых фракций, которые используют в качестве компонентов бензина.
Большую часть ароматических углеводородов получают паровым крекингом или по-
лимеризациейнизкомолекулярных соединений. Насыщенные углеводороды извле­
кают из нефтяных фракций адсорбцией в паровой фазе, улавливают молекулярными
фильтрами (нормальные парафины) или получают гидрированием соответствующих
ароматических соединений (циклопарафины).
1.10.15. Производство добавок из сырья
нефтепереработки (глава 17)
В 1970-х годах на смену тетраэтилсвинцу (ТЭС), ранее вводимому в моторный
бензин для повышения его октанового числа, пришли высокооктановые добав­
ки. Вначале в этом качестве использовали метанол и этанол ввиду их широкой до­
ступности, но затем эти спирты были вытеснены различными эфирами, такими
как метил-трет -бутиловый (МТБЭ) и этил-треот -бутиловый (ЭТБЭ). Существу­
ют различные промышленные процессы производства эфиров. Из -за постепенного
отказа от эфиров установки для их получения переводят на производство изоокте­
на и изооктана.
1.10.16. Оценка затрат (глава 18)
Оценка затрат — важный аспект оценки технологического процесса . Рассматри­
ваются эмпирические правила, кривые затрат, фактор оборудования и определенные
оценки. Приводится пример, иллюстрирующий способы оценки капитальных и экс­
плуатационных затрат.

56
Глава 1. Введение
1.10.17. Экономическое обоснование (глава 19)
Чтобы определить, отвечает ли предлагаемое капиталовложение критериям при­
быльности, выполняется экономическое обоснование. Последнее может использо­
ваться и для оценки альтернатив. Представлен пример, иллюстрирующий основные
методы расчетов и процедуры.
ЛИТЕРАТУРА
1. Riva, J.P. Jr. , Petroleum, in Encyclopaedia Britannica, 2006.
2. Knowles, R.S ., The First Pictorial History of the American Oil and Gas Industry 1859—1983, Ohio
University Press, Athens, OH, 1983.
3. Yergin, D., The Prize: The Epic Questfor Oil, Money and Power, Touchstone, New York, 1993.
4. OSHAtechnical manual, iaPetroleum RefiningProcesses, U.S. Department ofLabor, Occupational
Safety and Health Administration, Washington, D.C., 2005, sec. IV, chap. 2.
5. Chemow, R., Titan — The Life ofJohn D. Rockefeller, Sr, Random House, New York, 1998.
6. Schobert, H.J., Energy and Society, Taylor & Francis, New York, 2002.
7. U.S . Department of Energy, Energy Information Administration, Petroleum: An Energy Profile,
Washington, D.C ., July 1999.
8. U.S . Department of Energy, Energy Information Administration, Petroleum Supply Monthly,
Washington, D.C ., March 2005.
9. BP, Statistical Review of World Energy 2005,54th ed. Available at www.bp.com.
10. U.S . Department of Energy, Energy Information Administration, The U.S. Petroleum Refining
and Gasoline Market Industry, Washington, D.C ., June 1999.
11. Kumins, L., Parker, L., and Yacobucci, B., Refining Capacity — Challenges and Opportunities
Facing the U.S . Industry, PIRINC, New York, 2004.
12. Pirog, R.L ., Refining: Economic performance and challenges for the firture, CRS Report for
Congress, RL 32248, Congressional Research Service, Library'of Congress, Washington, D.C ., May 2005.
13. Peterson, D.J. and Mahnovski, S., New Forces at Work in Refining, Industry Views on Critical
Business and Operations Trends, RAND Science and Technology, 2003.
14. Pratt, J.A., The Growth of a Refining Region, JAI Press, Greenwich, CT, 1980.
15. O’Connor, T., Petroleum refineries: Will record profits spur investment in new capacity?
Testimony before the House Government Reform Committee, Subcommittee on Energy and
Resources, U.S . House of Representatives, October 19,2005.
16. ENI, World Oil and Gas Review 2005,5th ed. Available at www.eni.it.
17. Energy Intelligence Research, The International Crude Oil Market Handbook, Energy
Intelligence, New York, 2006.
18. Speight, J.G ., The Chemistry and Technology of Petroleum, 3rd ed., Marcel Dekker, New
York, 1998.
19. Ruschau, G.R . and Al-Anezi, M-A., Petroleum refining: Corrosion control and prevention,
in Corrosion Costs and Preventive Strategies in the United States, Appendix U, U.S . Department of
Transportation, 2001.
20. Bacon, R. and Tordo, S., Crude oil price differentials and differences in oil qualities: Astatistical
analysis, ESMAP Technical Paper 081, Energy Sector Management Assistance Program, Washington,
D.C., October 2005.

Литература
57
21. Leffler, W., Petroleum Refining in Nontechnical Language, 3rd ed., PennWell, Tulsa, OK, 2000.
22. National Petroleum Council, Observations on Petroleum Product Supply, Washington, D.C., 2004.
23. Parkash, S., Refining Process Handbook, Elsevier, Amsterdam, 2003.
24. Genian, H., Commodities and Commodity Derivatives, John Wiley & Sons, West Sussex,
England, 2005.
25. National Petroleum Council, U.S. Petroleum Products Supply: Inventory Dynamics,
Washington, D.C ., 1998.
26. Pirog, R.L ., World oil demand and its effect on oil prices, CRS Report for Congress, RL 32530,
Congressional Research Service, Library of Congress, Washington, D.C ., June 2005.
27. Lichtblau, J., Goldstein, L., and Gold, R., Commonalities, uniqueness of oil as commodity
explain crude oil, gasoline price behavior, OilGasJ., June 28, p. 18,2004.
28. National Petroleum Council, U.S . Petroleum Refining: Assuring the Adequacy andAffordability of
Cleaner Fuels, Washington, D.C ., 2000.
29. O’Brien, J.B . and Jensen, S., Anew proxy for coking margins — forget the crack spread, National
Petrochemical and Refiners Associated, AM-09-55, San Francisco, March 13-15,2005.
30. U .S . Department ofEnergy, Office ofIndustrial Technologies, ManufacturingEnergy Consumption
Survey, Washington, D.C ., August 2004.
31. Ocic, O., Oil Refineries in the 21st Century, Wiley-VCH Verlag, Weinheim, 2005.
32. North, D., Refinery utilities, in Lucas, A.G . (Ed.), Modem Petroleum Technology, Vol. 2
Downstream, 6th ed., John Wiley & Sons, West Sussex, England, 2001.
33. U .S. Department ofEnergy, Office of Industrial Technologies, Energy and Environmental Profile
ofthe U.S. Petroleum Refining Industry, Washington, D.C ., December 1998.
34. U.S . Department ofEnergy, Energy Information Administration, The Impact of Environmental
Compliance Costfpn U.S . Refining Profitability 1995—2001, Washington, D.C ., May 2003.
35. American Petroleum Institute, Technology Roadmap for the Petroleum Industry, Washington,
D.C ., February 2000.
36. Speight, J.G., Environmental Analysis and Technology for the Refining Industry, John Wiley
& Sons, New York, 2005.
37. U.S . Department ofEnergy, Energy Information Administration, Performance Profiles of U.S.
Major Producers, Washington, D.C., March 2005.
38. American Petroleum Institute, U.S. Oil and Natural Gas Industry’s Environmental Expenditures
1995—2004, Washington, D.C., February 2006.
39. U .S . General Accounting Office, Energy markets effects of mergers and market concentration
in the U.S. petroleum industry, in GAO-04 -96, Washington, D.C ., May 2004.
40. Hydrocarbon Processing Refining Handbook, Gulf Publishing, Houston, 2004.
41. Meyers, R.A., Handbook ofPetroleum Refining Processes, 3rd ed., McGraw-Hill Book Co., New
York, 2004.
42. Maples, R.E., Petroleum Refining Process Economics, 2nd ed., PennWell, Tulsa, OK, 2000.
43. Raseev, S., Thermal and Catalytic Processes in Petroleum Refining, Marcel Dekker, New York,
2003.
44. Sadeghbeigi, R., Fluid Catalytic Cracking Handbook, 2nd ed., Gulf Publishing, Houston, 2000.
45. Peters, M.S., Timmerhaus, K.D., and West, R.E., Plant Design and Economics for Chemical
Engineers, 5th ed., McGraw-Hill Book Co., Boston, 2003.
46. Seider, W.D., Seadcr, J.D., and Lewin, D.R., Product & Process Design Principles, John Wiley &
Sons, New York, 2004.

58
Глава 1. Введение
47. Farrar, G.L ., How Nelson cost indices are compiled, Oil Gas J., December 30, p. 145, 1985.
48. Farrar, G.L., Interest reviving in complexity factors, Oil Gas J., October 2, p. 90,1989.
49. U .S . Department of Energy, Energy Information Administration, Annual Energy Review 2004,
DOE/EIA-0384 (2004), Washington, D.C ., August 2005.
50. Nelson, W.L., Guide to Refinery Operating Cost (Process Costimating), 3rd ed., Petroleum
Publishing, Tulsa, OK, 1976.
51. Nelson, W.L., How the Nelson refinery construction-cost indexes evolved, Oil Gas J., November
29, p. 68,1976.
52. Nelson, W.L., Here’s how operating cost indexes are computed, Oil Gas J., January 10,
p. 86,1977.
53. Neumuller, R., Method estimates U.S. refinery fixed costs, Oil Gas J., September 19, p. 43,2005.

Глава 2. Продукты
нефтепереработки
Хотя средний потребитель привык думать, что номенклатура нефтепродуктов со-
стоитвсего из нескольких пунктов (таких какмоторные топлива, коммунально-быто­
вое топливо и керосин), исследование нефтеперерабатывающих и нефтехимических
заводов, проведенное Американским нефтяным институтом (API), выявило свыше
2000 продуктов, производимых по индивидуальным спецификациям [1]. В табл . 2.1
показано число отдельных продуктов в 17 классах.
Число продуктов, определяющих структуру НПЗ, невелико. Основные процессы
нефтепереработки характеризуются продуктами, производимыми в больших объ­
емах, такими\как бензин, дизельное, реактивное и коммунально-бытовое топли­
ва. Хранение Продуктов и удаление отходов обходятся дорого, поэтому необходимо
сбывать или использовать все производимые из нефти продукты, даже если неко­
торые из них (например, высокосернистое тяжелое нефтяное топливо и кокс то­
пливных сортов) приходится продавать по ценам ниже себестоимости нефтяного
топлива. Чтобы определить, следует ли конкретные нефтяные фракции (например,
прямогонные) продавать или перерабатывать дальше для получения более цен­
ных продуктов, необходимо составить экономический баланс. Минимальная цен­
ность углеводородного продукта обычно принимается исходя из его теплотворной
способности либо из ценности эквивалентного условного топлива. Эта величина
всегда устанавливается с учетом местоположения НПЗ, спроса на продукт, доступ­
ности последнего, характеристик его горения, содержания в нем серы, а также цен
на конкурирующие топлива.
Для обоснования необходимости тех или иных процессов нефтепереработки
нужно знать физические и химические свойства нефтепродуктов. Чтобы помочь
читателю составить правильное представление о продуктах нефтепереработки, по­
следние описываются в дальнейших разделах в порядке возрастания плотности
и убывания летучести и удельного веса в градусах API.
В нефтяной промышленности применяются сокращенные обозначения углеводо­
родных соединений, отражающие количество атомов углерода и число ненасыщен­
ных связей в молекуле. Например, пропан обозначается как С3, а пропилен как С3=.
Предполагается наличие соответствующих атомов водорода, если не указано иное.
Эти обозначения будут применяться в рамках всей этой книги.

60
Глава 2. Продукты нефтепереработки
Продукты, производимые нефтяной промышленностью США
Таблица 2.1
Класс
Число продуктов
Топливные газы
1
Сжиженные газы
13
Бензины:
40
автомобильные
19
авиационные
9
другие (тракторные, судовые и др.)
12
Газотурбинные (реактивные) топлива
5
Керосины
10
Средние дистилляты (дизельные и легкие дистиллятные топлива)
27
Остаточные нефтяные топлива
16
Смазочные материалы
1156
Светлые нефтепродукты
100
Ингибиторы коррозии
65
Трансформаторные масла и канатные смазки
12
Консистентные смазки
271
Парафины
ИЗ
Битумы
209
Коксы
4
Сажи
5
Химреагенты, растворители, прочие продукты
300
Всего
2347
Источник: см. [1]. Публикуется с разрешения API.
2.1. НИЗКОКИПЯЩИЕ ПРОДУКТЫ
Выражение низкокипящие продукты относится к соединениям, которые в нор­
мальных условиях находятся в газовой фазе. Это метан, этан, пропан, бугая и соот­
ветствующие олефины.
Метан (С,) обычно используют как нефтезаводское топливо; его можно приме­
нять и как сырье для производства водорода путем термического крекинга и реакции
с водяным паром. Количества метана выражают в фунтах или килограммах, в стан­
дартных кубических футах (т. е. в пересчете на нормальные условия
—
при темпе­
ратуре 60 °F и давлении 14,7 psig), в нормальных кубических метрах (н. м3) (т. е. при
температуре 15,6 °C и давлении 1 бар (100 кПа)) или в баррелях эквивалентного ко­
личества условного топлива с низшей теплотворностью 6,05 • 106 БТЕ (6,38 • 10s кДж).
Физические свойства метана приведены в табл. 2.2.

2.1. Низкокипящие продукты
61
Физические свойства парафинов
Таблица 2.2
Парафин
Сл
Температура
кипения,°F
(°C)
Температура
плавления, °F
(°C)
Относительная
плотность
(60/60 °F, или
15,6/15,6 °C)
Удель­
ный вес,
- API
Метан
1 -258,7 (-161,5) -296,5 (-182,5)
0,30
340
Этан
2 -128,5 (-89,2) -297,9 (-183,3)
0,356
265,5
Пропан
3 -43,7 (-42,0) -305,8 (-187,7)
0,508
147,2
Бутан:
нормальный
изобутан
4
4
31,1 (-0,5)
10,9 (-11,7)
-217,1 (-138,4)
- 2 25,3 (-142,9)
0,584
0,563
110,6
119,8
Октан:
нормальный
2,2,4-
2,2,3,3-
8
8
8
258,2 (125,6)
210.6 (99,2)
223.7 (106,5)
- 70,2 (-56,8)
- 161,3 (-107,4)
219,0(103,9)
0,707
0,696
0,720
68.7
71.8
65,0
Нормальный декан 10 345,5 (174,2)
-2 1,4 (-29,7)
0,734
61,2
Нормальный цетан 16 555,0 (290,5)
64,0 (17,8)
0,775
51,0
Нормальный
эйкозан
20 650,0 (343,3)
98,0 (36,7)
0,782
49,4
Триаконтан: 4
нормальный
2,6,10,14,18,22-
30
30
850,0 (454,4)
815,0 (435,0)
147,0 (63,9)
-31,0 (-35,0)
0,783
0,823
49,2
40,4
Примечание. Общие закономерности:
1. Температура кипения растет с молекулярной массой .
2. Температура кипения разветвленных углеводородов ниже температуры кипения линей­
ных углеводородов той же молекулярной массы.
3. Температура плавления растет с молекулярной массой.
4. Температура плавления разветвленных углеводородов ниже температуры плавления ли­
нейных углеводородов той же молекулярной массы, если ветвление не ведет к симметрии.
5. Плотность растет с молекулярной массой .
Этан (С2) можно использовать как нефтезаводское топливо или как сырье для
производства водорода или этилена. Этилен и водород в некоторых случаях получа­
ют на НПЗ и сбывают нефтехимическим предприятиям.
Пропан (С3) часто используют как нефтезаводское топливо, а также сбывают как
сжиженный нефтяной газ (СНГ), свойства которого специфицируются Ассоциаци­
ей переработчиков газа (GB4) [2]. Согласно типичным спецификациям, максималь­
ное давление паров при температуре 100 °F (37,8 °C) не должно превышать 210 psig
(1448 кПа), а температура 95%-ной отгонки при давлении 760 мм рт. ст. (1 бар, или
100 кПа) должна быть не выше -37 °F (—38,3 °C). На некоторых НПЗ пропилен отде­
ляют для сбыта производителям этого вещества.

62
Глава 2. Продукты нефтепереработки
Бутаны используются как компоненты бензина и в процессах нефтепереработки,
а также в производстве СНГ. Нормальный бутан имеет более низкое давление паров,
чем изобутан, поэтому его добавляют в бензин для регулирования давления паров
и облегчения пуска двигателя в условиях низких температур. Давление паров нор­
мального бутана по Рейду равно 52 psi (358 кПа), в то время как у изобутана оно со­
ставляет 71 psi (490 кПа). Поэтому в бензин можно добавлять большее количество
нормального бутана, не превышая требуемое по спецификациям давление паров то­
варного бензина. В пересчете на объем в жидком состоянии бензин обладает большей
товарной ценностью, чем СНГ. Поэтому чем больше нормального бутана добавлено
в бензин, тем это выгоднее. Нормальный бутан используют и как сырье для устано­
вок изомеризации, производящих изобутан.
Нормативы, введенные в действие Агентством по охране окружающей среды
США (ЕРА) с целью снизить выбросы углеводородов во время заправки и испарений
от горячих двигателей после выключения зажигания, предусматривают значитель­
ное снижение допустимого давления паров по Рейду в летний сезон. Эти нормативы
оказывают двоякое влияние на отрасль. Во-первых, в летний сезон увеличиваются
наличные объемы нормального бутана; во-вторых, возникает необходимость возме­
щения потерь октанового числа из-за добавления в бензин меньших количеств нор­
мального бутана. Октановое число бензина НПЗ равно среднему октановому числу
объема бензина, производимого заводом, если смешиваются бензины рядового каче­
ства, первого сорта и высшего сорта. Октановое число нормального бутана позволя­
ло использовать его в 1990-х годах в качестве компонента бензина; он представляет
собой недорогую добавку для повышения октанового числа.
Изобутан наиболее ценен как сырье для установок алкилирования, где он реаги­
рует с ненасыщенными углеводородами (пропилен, бутены и пентены), образуя вы­
сокооктановые изопарафиновые соединения в интервале кипения бензина. Хотя
изобутан и содержится в нефти, его основными источниками являются установки ка­
талитического крекинга в псевдоожиженном слое (англ. FCC, отfluid catalytic cracking)
и гидрокрекинга, а также газоперерабатывающие заводы. Изобутан, не направляе­
мый на установку алкилирования, можно сбывать как СНГ или использовать в каче­
стве сырья для производства пропилена. Часть изобутана преобразуют в изобутилен,
который при реакции с этанолом дает этил-треш-бутиловый эфир (ЭТБЭ).
Бутаны, сбываемые как СНГ, должны соответствовать спецификациям На­
циональной ассоциации переработчиков природного газа (NGPA). Помимо про­
чих свойств, такой бутан должен иметь давление паров не более 70 psig (483 кПа)
при 100 °F (37,7 °C) и температуру 95%-ной отгонки не выше 36 °F (2,2 °C) при дав­
лении 760 мм рт. ст. (101,3 кПа). Сжиженный нормальный бутан обладает недостат­
ком: довольно высокой температурой кипения (32 °F (0 °C) при 760 мм рт. ст), из-за
чего он не годится для целей обогрева, если хранится вне помещений в местностях,
где температуры часто опускаются ниже нуля. Жидкий изобутан имеет температуру
кипения 11 °F (-12 °C) и также непригоден для целей обогрева в регионах с холод­
ным климатом.
В сжиженном виде сбывают также пропан-бутановые смеси; их свойства и методы
испытаний также специфицируются NGPA.
В табл. 2.3 приведены средние значения свойств коммерческих пропана и бутана.

2.2. Бензин
63
Свойства коммерческих пропана и бутана
Таблица 2.3
Свойство
Коммерческийпропан Коммерческий бутан
Давление паров, psig1
при 70 °F (21,1 °C)
124
31
100 °F (38 °C)
192
59
130 Т (54 °C)
286
97
Плотность в жидком состоянии, 60/60 °F
0,509
0,582
Начальная температура кипения
при давлении 1 бар, °F (°C)
- 51 (-47,4)
15 (-9,4)
Точка росы при давлении 1 бар, °F (°C)
-46 (-44,6)
24 (-4,4)
Удельная теплотворность в жидком состоя­
нии при 60 °F (15,6 °C):
в БТЕ/фунт (°F)
кДж/кг (°C)
0,588
2,462
0,549
2,299
Пределы воспламеняемости в воздухе, %об.
газа:
нижний
верхний
2,4
9,6
1,9
8,6
Скрытая теплота испарения при температу­
ре кипения: V
в БТЕ/фунт
кДж/кг
185
430,3
165
383,8
Высшая теплотворная способность:
в БТЕ/фунт в жидком состоянии
БТЕ на куб. фут в газообразном состоянии
кДж/кг в жидком состоянии
кДж/м3 в газообразном состоянии
21550
2560
50 125
9538
21170
3350
49 241
12482
‘ 1 psig = 0,007 МПа.
Источник-, см. [2].
2.2. БЕНЗИН
Согласно исследованию API [1], нефтеперерабатывающие заводы производят
40 марок бензина. Тем не менее около 90 % всего бензина, вырабатываемого в Соеди­
ненных Штатах, потребляется как автомобильное топливо. Большинство НПЗ про­
изводят бензин трех сортов (неэтилированный рядового, первого и высшего сортов),
поставляя также этилированный бензин рядового сорта длянужд сельского хозяйства
и автомобилей, выпушенных до 1972 года. Основная разница между бензинами ря­
дового и более высоких сортов заключается в их антидетонационных характеристи­
ках. В 2005 году заявленное октановое число (PON) рядовых марок неэтилированных

64
Глава 2. Продукты нефтепереработки
бензинов (см. раздел 2.3) составляло около 87, а этилированных — от 89 до 93. Ок­
тановые числа всех марок бензинов в среднем на две единицы ниже, чем в штатах
региона Скалистых гор, где они достигают наибольших величин. Заявленное окта­
новое число (которое, согласно предписаниям ЕРА, должно указываться на бензоза­
правочных колонках) представляет собой среднее арифметическое октановых чисел
по моторному (MON) и исследовательскому (EON) методам и в среднем на 4—6 еди­
ниц ниже, чем RON.
Бензины — сложные смеси углеводородов с типичными интервалами кипения
от 100 до 400 °F (от 38 до 205 °C), определяемыми методами Американского общества
по испытанию материалов (ASTM). Компоненты, из которых смешивают бензин, обе­
спечивают высокие антидетонационные характеристики, легкость пуска двигателя,
быстрое прогревание последнего, снижают склонность к образованию паровых про­
бок и уменьшают отложения вдвигателе. Груз и Стивенс [3] приводят исчерпывающее
описание свойств бензинов и влияния на них смешиваемых компонентов. Для целей
предварительного проектирования можно ограничиться следующим перечнем ком­
понентов моторного бензина: прямогонный бензин или изомерат, каталитический
риформат, бензин каталитического крекинга, бензин гидрокрекинга, полимербен-
зин, алкилат, нормальный бутан и такие добавки, как ЭТБЭ, треш-амилметиловый
эфир (ТАМЭ) и этанол. Стоимость присадок (например, антиоксидантов, деакгива-
торов металлов, а также присадок против глушения двигателя) на этой стадии от­
дельно не рассматривают, но закладывают в затраты на антидетонационные добавки.
Количество и стоимость антидетонациоиных добавок определяют расчетом октано­
вого числа смеси.
Легкий прямогонный бензин состоит из компонента С5—190 °F (С5—88 °C) бензи­
новых фракций установки атмосферной перегонки (запись С$—190 °F означает, что
в этот погон входят пентаны, а С4 и более низкокипящие соединения не входят и что
конечная температура кипения составляет около 190 °F). На некоторых НПЗ этот
погон отбирают при 180 или 200 °F (83 или 93 °C) вместо 190 °F, но в любом случае
эта фракция состоит из пентанов и гексанов, и существенно улучшить ее октановое
число каталитическим риформингом, не производя при этом излишних количеств
бензола, невозможно. Поэтому ее перерабатывают отдельно от более тяжелых пря­
могонных бензиновых фракций, для чего достаточно промывки каустиком или (если
необходимо значительно повысить октановое число) изомеризации, которая дает го­
товый компонент бензина. Установки изомеризации, применяемые на некоторых
НПЗ для максимального повышения октанового числа бензина без этилирования
и перерабатывающие легкий прямогонный бензин, обеспечивают улучшение окта­
нового числа смешения на 13—20 единиц.
Каталитический риформат — бензиновый продукт Cs+ каталитического рифор­
минга. Сырье для установки каталитического риформинга — это бензиновые фрак­
ции коксования и тяжелые прямогонные бензиновые фракции; если требуются
значительные объемы бензина с высоким октановым числом, установка может пе­
рерабатывать также бензины FCC и гидрокрекинга, имеющие тот же интервал кипе­
ния. Условия переработки на установке каталитического риформинга контролируют
таким образом, чтобы придать продукту антидетонационные свойства в интервале
октановых чисел RON от 90 до 104 (PON от 85 до 98) (без этилирования).

2.2. Бензин
65
Бензины каталитического крекинга и гидрокрекинга обычно непосредственно
используют как компоненты бензина, но в некоторых случаях их разделяют на лег­
кие и тяжелые фракции; последние перед добавлением в моторный бензин облагора­
живают каталитическим риформингом. Это делается с тех пор, как моторный бензин
перестали этилировать, и сегодня октановое число неэтилированного бензина на не­
сколько единиц выше, чем во времена использования ТЭС. Улучшение октанового
числа тяжелого бензина гидрокрекинга на установке каталитического риформинга —
общепринятая практика.
При каталитическом риформинге повышение октанового числа происходит
за счет превращения низкооктановых парафинов в высокооктановые аромати­
ческие углеводороды. Некоторые ароматические углеводороды интенсивно ре­
агируют с озоном, образуя видимые загрязнители воздуха, часть из которых,
по утверждениям ЕРА, является потенциально канцерогенной. Растущие ограни­
чения на содержание ароматических углеводородов в моторных топливах будут всё
больше влиять на нефтепереработку. Будет ограничена жесткость условий катали­
тического риформинга, что потребует от нефтеперерабатывающих компаний по­
иска других путей повышения октанового числа: например, увеличения объемов
производства алкилата.
Полимербензин получают полимеризацией олефиновых углеводородов, которая
дает олефины более высокой молекулярной массы, имеющие тот же интервал кипе­
ния, что и бензин. Технология нефтепереработки больше благоприятствует процес­
сам алкилирования, чем полимеризации. Причин тому несколько: из одного и того
же количестваюлефинов можно произвести большее количество продукта с более
высоким октановым числом; продукт алкилирования содержит больше парафинов,
чем олефинов; олефины обладают высокой фотохимической активностью, способ­
ствуют загрязнению воздуха видимыми примесями и образованию озона и проявля­
ют высокую чувствительность к условиям движения (около 16 единиц).
Алкилатбензин — продукт реакции изобутена с пропиленом, бутиленом или пен­
теном с образованием разветвленных углеводородов в интервале кипения бензина.
Алкилирование дает в два раза больше высокооктанового моторного топлива, чем
полимеризация такого же количества олефинов. Кроме того, октановое число сме­
шения (BON) алкилатов выше, а чувствительность получаемого бензина (разность
RON и MON) значительно ниже, чем у полимербензина.
Для придания бензину требуемой величины давления паров в него добавляют
нормальный бутан. Давление паров (по Рейду) бензина — компромиссная вели­
чина: высокое ее значение улучшает экономические показатели и характеристики
пуска двигателя, а низкое — предотвращает образование паровых пробок и снижа­
ет потери на испарение. По этой причине величина давления паров претерпевает
сезонные изменения от 7,2 psi (49,6 кПа) в летнее время до 13,5 psi (93,1 кПа) в зим­
нее. Бутан имеет высокое смесевое октановое число и является весьма желатель­
ным компонентом бензина; нефтеперерабатывающие предприятия добавляют его
в бензин столько, сколько позволяют ограничения на давление паров. В этих целях
можно использовать также изобутан, но он не столь предпочтителен из-за высоко­
го давления паров, не позволяющего добавлять его в техже количествах, что и нор­
мальный бутан.

66
Глава 2. Продукты нефтепереработки
Озабоченность воздействием углеводородных топлив на окружающую среду вы­
звала очередное ужесточение экологических норм, что повлияло на составы бензина
и дизельного топлива. Основные ограничения на дизельные топлива устанавливают
пределы содержания серы и общего содержания ароматических углеводородов; огра­
ничения на бензин предусматривают, кроме того, пределы содержания конкретных
соединений (например, бензола), определенных типов соединений (например, оле­
финов), максимальную величину давления паров по Рейду, а также минимальное со­
держание кислорода в регионах, где содержание углекислого газа в воздухе превышает
нормативы. Все эти факторы стали причиной появления реформулированных бензи­
нов. Спецификации на реформулированный бензинтребуют, чтобы топливодля двига­
телей с искровым зажиганием имело по меньшей мере такую же полноту сгорания, как
и топлива с высоким содержанием метанола. По мере более полного изучения взаимо­
действия топлив с окружающей средой спецификации на них продолжают меняться.
Текущие спецификации на топлива можно найти в соответствующих стандартахASTM.
Согласно требованиям ЕРА, бензин должен содержать менее 30 мг/кг серы. Как
показывает табл. 2.4, основной источник серы в бензине — бензиновые фракции ка­
талитического крекинга в кипящем слое катализатора (FCC). Чтобы уменьшить со­
держание серы в сырье крекинга до уровня менее 300 мг/кг без снижения октанового
числа, такое сырье необходимо подвергать гидроочистке. Это позволит получать
на выходе установки FCC бензиновые фракции с приемлемым уровнем содержания
серы. Альтернативный вариант — гидроочистка полученных бензиновых фракций,
но это приводит к насыщению олефинов и снижает смесевое октановое число на две-
три единицы. Сера в бензиновых фракциях FCC сконцентрирована в соединениях
с узким интервалом кипения. Если их отделить перед гидроочисткой, снижение ок­
танового числа может составить менее одной единицы.
Источники серы в бензине
Таблица 2.4
Содержание
серы, %масс.
Вклад в суммарное
количество серы
в бензине, %
Легкие прямогонные бензиновые фракции
0,014
1,7
Бензиновые фракции FCC, С5-270 °F (132 °C)
0,07
11,2
Тяжелые бензиновые фракции FCC
0,83
86,1
Легкие бензиновые фракции коксования
0,12
1,0
Источник: см. [4].
Некоторые ароматические углеводороды и большинство олефинов реагируют
с компонентами атмосферного воздуха, образуя видимые загрязнители. Активность
этих компонентов бензина выражают через их способность вступать в реакцию с ра­
дикалами (ОН) атмосферного воздуха. В табл . 2 .5 и 2.6 показаны источники некото­
рых компонентов бензина и их активность. Наиболее активны ксилолы и олефины,
и может потребоваться установить ограничения на их содержание.

2.2. Бензин
Содержание ароматических углеводородов и олефинов в бензине
Таблица 2.5
Компонент бензина
Процент от обще­
го объема произ­
водства бензина
Ароматические
углеводоро­
ды, %
Оле­
фи­
ны, %
Риформат
27,2
63
1
Легкие прямогонные бензиновые фракции
3,1
10
2
Изомеризат
3,7
1
0
Бензиновые фракции FCC
38,0
30
29
Легкие бензиновые фракции коксования
0,7
5
35
Легкие бензиновые фракции гидрокрекинга
2,4
3
0
Алкилат
12,3
0,4
0,5
Полимербензин
0,4
0,5
96
Нормальный бутан
ЗД
0
2,6
Источник: см. [5].
Активность и давление паров по Рейду компонентов бензина
Таблица 2.6
Активность
Давление паров по Рейду
psi
кПа
Нормальный бутан
2,7
60
414
Изопентан
3,6
21
145
Нормальный пентан
5,0
16
110
Изогексан
5,0
7
48
Нормальный гексан
5,6
5
34
Бензол
1,3
3
21
Толуол
6,4
0,5
3
Метаксилол
23,0
о,з
2
Бутен-1
30,0
65
448
Бутен-2
65,0
50
200
Пентен-1
30,0
16
110
2-Метил-2-бутен
85,0
15
103
2-Метил-1-бутен
70,0
19
131
а Способность вступать в реакцию с радикалами ОН атмосферного воздуха.
Источник: см. [6].
Для производства моторных топлив, отвечающих новым нормативам, потребуют­
ся увеличение номенклатуры нефтеперерабатывающего оборудования, а также вне­
сение изменений в технологии катализаторов и переработки.
В конце 1990-х и начале 2000-х годов власти штатов и Конгресс США выказали се­
рьезную озабоченность появлением МТБЭ в грунтовых источниках питьевой воды.

68
Глава 2. Продукты нефтепереработки
Хотя концентрации МТБЭ не превышали уровень, предписанный ЕРА, но были до­
статочны для того, чтобы придать воде неприятные запах и вкус. Ряд штатов запретил
добавлять МТБЭ в бензин, а против нефтяных компаний были возбуждены много­
численные денежные иски. Всё это привело ктому, что при смешении бензинов пере­
стали использовать эфиры. Единственным соединением из числа спиртов и эфиров,
приемлемым для добавления в бензин, оказался этанол.
Хотя ЕРА больше не требует добавления оксигенатов в реформулированный бен­
зин, из-за налоговых льгот, требований Конгресса и некоторых местных законов,
предписывающих добавлять в бензин этанол, объемы добавления последнего в бен­
зин обещают возрасти.
Стандарт возобновляемых топлив, являющийся частью Закона 2005 года об
энергетической политике США, требует, чтобы к 2012 году уровень потребления
возобновляемых топлив возрос до 78,8 млрд баррелей. В настоящее время един­
ственное приемлемое возобновляемое топливо — этаноловое. Вместе с тем то­
пливо с добавками этанола обладает недостатками. Из их числа можно указать
следующие: 1) такое топливо имеет меньшую теплоту сгорания, чем углеводород­
ные топлива, и по сравнению с ними обеспечивает лишь 70 % пробега на единицу
топлива; 2) этанол имеет более высокое давление паров, чем углеводородные ком­
поненты, и увеличивает давление паров смеси примерно на 1 psi. В большинстве
случаев ЕРА допускает увеличение давления паров обычных бензиновых смесей
на 1,0 psi, но на реформулированные смеси эта привилегия не распространяется.
(Правда, на рынке Чикаго-Милуоки для этаноловых смесей разрешено превыше­
ние допустимого давления паров на 0,3 psi [7].)
При современном уровне субсидийв виде налоговых льгот, поощряющихдобавле­
ние этанола в моторные топлива (0,51 долл, на галлон этанола, добавляемого в бен­
зин или используемого для производства ТАМЭ, предназначенного для добавления
в бензин), и федеральных предписаний по производству большего объема возобнов­
ляемых топлив весьма вероятно, что в будущем объемы этанола, используемого для
смешивания бензина, превысят требуемые законом.
С 1940-х годов автомобильный бензин является основным продуктом нефте­
перерабатывающих предприятий США, а в 2005 году производство бензина было
крупнейшей отраслью промышленности Соединенных Штатов. Объемы производ­
ства бензина, превышающие 1 млн тонн в сутки, больше, чем объемы производства
стали, пиломатериалов и других продуктов, производимых в больших объемах [8].
Свыше 90 % этого бензина потребляется грузовиками и легковыми автомобилями.
Рынок авиационного бензина относительно невелик и составляет менее 3 %
от всего рынка бензина. По этой причине на стадии предварительного проектирова­
ния его обычно не берут в расчет.
2.3. ТРЕБОВАНИЯ К БЕНЗИНАМ
Наибольшее влияние на характеристики двигателя оказывают такие свойства
бензина, как давление паров по Рейду, интервал кипения и антидетонационные ха­
рактеристики.

2.3. Требования к бензинам
69
Давление паров по Рейду и интервал кипения бензина определяют легкость пуска
и скорость прогрева двигателя, быстроту набора скорости, потери на разбавление
масла в картере, экономичность пробега и склонность к образованию паровых про­
бок. На скорость прогрева двигателя влияют процент отгонки при 158 °F (70 °C)
и температура 90%-ной отгонки по методуASTAf. Скорость прогрева выражают в рас­
стоянии, которое пробегает автомобиль до того, как двигатель разовьет полную мощ­
ность при нормальной скорости подачи топлива. Удовлетворительным считается
пробег от 2 до 4 миль (от 3 до 7 км), а зависимость между наружной температурой
и процентом отгонки при 158 °F (70 °C), обеспечивающая приемлемую скорость про­
грева, выражается следующей таблицей:
Процент отгонки при 158 °F (70 °C)
3
11
10
29
38
53
Минимальная температура
окружающего воздуха:
°F
°C
80
26,7
60
15,6
40
4,4
20
-6,7
0
- 18,0
20
-29,0
Потери на разбавление масла в картере определяются температурой отгонки 90 %
по методу ASTMи также зависят от наружной температуры. Для удержания их в при­
емлемых пределах летучесть должна быть не более указанной в следующей таблице:
’•
Минимальная температура окружающего воздуха
°F
80
60
40
20
0
20
°C
26,7
15,6
4,4
6,7
18,0
29,0
Температура отгонки 90%
°F
370
350
340
325
310
300
°C
188
177
171
163
154
149
Склонность к образованию паровых пробок прямо связана с давлением паров
бензина по Рейду. Для контроля образования паровых пробок давление паров бен­
зина не должно превышать следующих предельных значений:
Температура окружающего воздуха
Максимально допустимое давление паров
°F
°C
psia
кПа
60
15,6
87,6
70
21,1
11,0
75,8
80
26,7
9,4
64,8
90
32,2
8,0
55,2

70
Глава 2. Продукты нефтепереработки
Давление паров бензина по Рейду приблизительно равно давлению его паров
при 100 °F (38 °C), выраженному в абсолютных единицах (см. ASTMD3T3).
Высота над уровнем моря влияет на некоторые свойства бензина, важнейшие
из которых — потери на испарение и октановая потребность двигателя. Октановая
потребность сильно зависит от высоты над уровнем моря и при постоянном угле
опережения зажигания снижается примерно на три единицы на каждые 1000 футов
(305 м) подъема. На практике угол опережения на больших высотах увеличивают,
чтобы улучшить работу двигателя, и чистый результат выражается в снижении заяв­
ленного октанового числа сбываемого бензина примерно на две единицы для высоты
5000 футов (1524 м) над уровнем моря. Октановая потребность одного и того же дви­
гателя из-за различий в регулировке опережения зажигания, отложений в двигателе
и зазора свечей изменяется на величину от 7 до 12 единиц. В табл. 2 .7 показано ти­
пичное влияние некоторых факторов на октановую потребность двигателя.
Влияние различных параметров на октановую потребность двигателя*
Таблица 2.7
Фактор
Влияние на октановую потребность
Высота над уровнем моря
3 единицы на 1000 футов (305 м) подъема
Влажность воздуха
0,5 единиц на 10 % увеличения относительной влажно­
сти при 70 °F (21,1 °C)
Обороты двигателя
1 единица на 300 об/мин приращения скорости
Температура воздуха
1 единица на 20 °F (11,1 *С) прироста температуры
Угол опережения зажигания 1,5 единицы на Г приращения угла зажигания
Температура охладителя
1 единица на 10 °F (5,6 °C) прироста температуры
Отложения в камерах сгорания От 1 до 2 единиц на каждые 1000 миль (1609 км) пробега
до 6000 миль (9650 км).
"В единицахRON.
Для двигателей с искровым зажиганием установлены октановые числа несколь­
ких видов, определяемые лабораторными испытаниями. Из них наиболее широко
используют октановое число по моторному методу (M0N) и октановое число по ис­
следовательскому методу (RON). Октановые числа по обоим методам определяют
на испытательном двигателе одного и того же базового типа, но в различных ус­
ловиях. Октановое число RON (метод ASTM 7)908) отражает эксплуатационные ха­
рактеристики при езде в городских условиях с относительно частыми остановками
и ускорениями, a MON (методASTM2)357) — при езде по автомагистралям или в ре­
жиме постоянных высоких нагрузок. Разность между октановыми числами по иссле­
довательскому и моторному методам называется чувствительностью топлива. Она
представляет собой показатель чувствительности топлива кусловиям движения. Без­
условно, водителям хотелось бы, чтобы топливо показывало одинаково хорошие
характеристики при движении как в городских условиях, так и на автомагистрали,
поэтому предпочтительны топлива с низкой чувствительностью. Поскольку на всех
бензоколонках в Соединенных Штатах должны указываться октановые числа бензи-

2.4 . Дистиллятные топлива
71
на, для типичного водителя наиболее привычен октановый индекс, который пред­
ставляет собой среднее арифметическое октановых чисел по исследовательскому
и моторному методам ((RON + MON)/2).
Смешением этанола с реформулированным бензином получают продукт, называ­
емый N85 и представляющий собой смесь этанола (от 70 до 85 %) с бензином. Цель
производства этого топлива — снизить зависимость Соединенных Штатов от им­
порта нефти и бензина. Производители автомобилей изготавливают двигатели с ис­
кровым зажиганием, способные работать как на реформулированных бензинах, так
и на N85. Но поскольку теплота сгорания этанола ниже, чему бензина, пробег на £85
составляет лишь около 70 % от пробега на реформулированном бензине такого же
объема. Выхлоп от £85 содержит меньше окиси углерода и больше альдегидов и ке­
тонов, чем выхлоп от реформулированных бензинов; выброс углеводородов у него
больше, так как выше давление паров.
По спецификациям ЕРА, бензины должны содержать менее 30 мг/кг серы.
2.4. ДИСТИЛЛЯТНЫЕ ТОПЛИВА
Дистиллятные топлива можно подразделить на несколько типов: реактивные или
турбинные, автомобильные дизельные, железнодорожные дизельные и коммуналь­
но-бытовые . Их производят смешением различных продуктов нефтепереработки,
получая топливо с требуемыми свойствами.
В рамках нефтеперерабатывающего производства рынок коммунально-бытовых
топлив занижает видное место, но их относительная доля в продукции НПЗ сни­
жается ввиду роста в последние годы потребления бензина, дизельного и реактив­
ного топлив. Неуклонно ужесточающиеся экологические ограничения на выбросы
при сжигании топлив вынудили некоторых потребителей коммунально-бытовых
топлив перейти на природный газ и СНГ. Увеличение объемов воздушных и авто­
мобильных грузовых перевозок привели к повышению спроса на дизельное и реак­
тивное топлива.
2.4.1. Реактивное и турбинное топлива
Реактивное топливо производят для гражданской и военной авиации. Его на­
зывают также турбинным. Существует несколько спецификаций на гражданское
и военное реактивные топлива. На большинстве НПЗ основным источником ком­
понентов реактивных топлив является прямогонная керосиновая фракция устано­
вок атмосферной перегонки, поскольку жесткие требования к общему содержанию
ароматических углеводородов и нафталина ограничивают использование в этих
целях компонентов, полученных крекингом. На НПЗ, располагающих установкой
гидрокрекинга, спецификациям на реактивное топливо отвечают также производи­
мые этой установкой углеводороды в интервале кипения керосина. Эти углеводо­
роды дают значительный вклад в производство реактивного топлива. Как правило,
реактивные топлива сбывают по более высоким ценам, чем дизельные и комму­
нально-бытовые топлива No 1 и No 2, поэтому нефтеперерабатывающим компаниям

72
Глава 2. Продукты нефтепереработки
выгоднее использовать керосиновые фракции колонны атмосферной перегонки
и установки гидрокрекинга для производства реактивного топлива, чем добавлять
их в другие продукты.
Гражданское реактивное топливо имеет тот же интервал кипения, что и керосин.
Оно должно иметь высокую полноту сгорания. В табл. 2.8 приведены спецификации
ASTM на реактивное и турбинное топлива. Два важных требования к свойствам по­
следних определяют полноту сгорания и ограничивают общее содержание аромати­
ческих углеводородов, а также содержание ароматических соединений с двойными
кольцами. Это максимальная высота некоптящего пламени, выражаемая в мил­
лиметрах высоты пламени, при которой начинает появляться дымление, и объем­
ное содержание суммарных ароматических углеводородов и нафталинов. Согласно
спецификациям, общее содержание ароматических углеводородов не должно превы­
шать 20 %, нафталинов — 3,0 %. Гидрокрекинг насыщает многие из двухкольчатых
(бициклических) ароматических углеводородов в продуктах крекинга и увеличива­
ет высоту некоптящего пламени. Предельная температура начала кристаллизации
также очень низка (от —40 до —58 °F (от -40 до —50 °C)); для изомеризации пара­
финов и снижения температуры начала кристаллизации применяют все тот же ги­
дрокрекинг. Гидрокрекинг, осуществляемый в присутствии небольших количеств
сероводорода или аммиака, обычно дает реактивное топливо с очень малой высотой
некоптящего пламени (от 14 до 16 мм).
Таблица 2.8
■Требования к свойствам авиационных турбинных топлив (ASTMЛ-1655 и DERD 2494)
Свойство
JetA
JP-5
DEED
2494
JP-8
Содержание ароматических углеводоро­
дов, %об., макс.
20
25
22,0
22,0
Характеристики горения:
высота некоптящего пламени, мм, мин., или
высота некоптящего пламени, мм, мин., и
содержание нафталинов, %об., макс.
25
18
3,0
19
19
3,0
25
20
3,0
Фракционный состав, ASTMDX6, °F (°C):
температура отгонки 10 %, °F (°C), макс.
температура отгонки 50 %, °F (°C), макс,
конечная температура кипения, °F (°C), макс.
400
(205)
572
(300)
400
(205)
Опрел
554
(290)
401
(205)
еляют
572
(300)
401
(205)
572
(300)
Температура вспышки, °F ("С), мин.
100 (38) 140 (60) 100 (38) 100 (38)
Температура начала кристаллизации, °F (°C),
макс.
-40
(-40)
-51
(-46)
- 52,6
(-47)
-52,6
(-4D
Содержание серы, %масс., макс.
0,30
0,4
0,3
0,3

2.4 . Дистиллятные топлива
73
Реактивное топливо получают из малосернистого или обессеренного керосина,
гидроочищенного легкого газойля коксования и гвдрокрекированных компонентов.
Количество крекированных компонентов, которое можно добавлять в реактивные
топлива, регламентируетсятребованиями к высоте некоптящего пламени и содержа­
нию ароматических углеводородов.
Реактивные топлива представлены двумя основными типами: бензиновым и ке­
росиновым. Бензиновое реактивное топливо производилось главным образом в во­
енных целях; это был продукт, выкипающий в широких пределах, охватывающий
интервалы кипения бензина и керосина. Реактивное топливо бензинового типа яв­
ляется более летучим и доставляет больше проблем с безопасностью. В случае чрез­
вычайного положения спрос на реактивные топлива сильно возрастет; для его
удовлетворения придется производить реактивные топлива как бензинового, так
и керосинового типов. Военные изучают альтернативные варианты . В результате на­
чалось поэтапное внедрение реактивного топлива марки JP-8. Реактивные топлива
получают смешением различных компонентов, обеспечивающим получение наибо­
лее дешевой смеси, отвечающей спецификациям.
По соображениям безопасности гражданские реактивные топлива, сбываемые
под марками Jet A, Jet Л-1, JP-S, JP-8 и /Р-50, ограничены узким интервалом кипе­
ния (от 350 до 550 °F, или от 177 до 288 °C). Главная разница между ними заключает­
ся в максимально допустимой температуре начала кристаллизации, изменяющейся
в пределах от -40 до —58 °F (от —40 до —50 °C). Кроме температуры начала кристал­
лизации, спецификации ограничивают температуру вспышки (от 110 до 150 °F, или
от 43 до 66 °C), фракционный состав, высоту некоптящего пламени и содержание
ароматических углеводородов.
2.4.2. Автомобильные дизельные топлива
К важным свойствам автомобильных дизельных топлив относятся летучесть, вос­
пламеняемость (выражаемая в виде цетанового числа или цетанового индекса), вяз­
кость, содержание серы, содержание ароматических углеводородов и температура
помутнения. Дизельное топливо No 1 обычно получают из прямогонных или гидро-
крекированных продуктов с цетановым числом выше 45. Оно характеризуется интер­
валом кипения от 360 до 600 °F (от 182 до 316 °C), максимальным содержанием серы
15 мг/кг, фракционным составом, цетановым числом или индексом (минимум 40),
содержанием ароматических углеводородов и температурой помутнения.
Дизельное топливо No 2 по свойствам весьма схоже с нефтяным топливом No 2
и имеет более широкий интервал кипения, чем дизельное топливо No 1. Оно обычно
содержит крекированные компоненты и может быть получено смешением бензино­
вых фракций, керосина и легких газойлей установок коксования и каталитического
крекинга в псевдоожиженном слое. Спецификации на него ограничивают темпера­
туру вспышки (125 °F, или 52 °C), содержание серы (максимум 15 мг/кг), интервал ки­
пения, цетановый индекс (минимум 40), содержание ароматических углеводородов
и температуру помутнения.
Качество зажигания (воспламеняемость) дизельных топлив выражают цетано­
вым числом или цетановым индексом. Эти показатели весьма схожи с показателем

74
Глава 2. Продукты нефтепереработки
октанового числа — за тем исключением, что имеют противоположный смысл.
Цетановое число выражает процентное содержание по объему цетана (С16Н34),
имеющего высокое качество зажигания, в смеси с а-метилнафталином (СПН1О)
с низким качеством зажигания. Цетановое число топлива определяют на стан­
дартном испытательном двигателе согласно методу ASTM J9613. Поскольку мно­
гие НПЗ не располагают таким испытательным двигателем, был разработан метод
определения цетанового числа расчетным способом. Получаемое таким образом
число называется цетановым индексом и вычисляется исходя из средней темпе­
ратуры кипения и удельного веса образца. В расчетной формуле используются
те же параметры, что и в формулах для расчета корреляционного коэффициен­
та компании UOP
или коэффициента Уотсона, и индекса корреляции Горно­
го бюро США (СТ). Цетановый индекс фактически выражает собой соотношение
водород:углерод (Н/С) в углеводородных компонентах: чем выше Н/С, тем лучше
характеристики горения (т. е. тем больше высота некоптящего пламени и выше це­
тановый индекс).
Для улучшения качества воздушной среды на содержание серы и ароматиче­
ских углеводородов в дизельных топливах наложены жесткие ограничения. Це­
тановый индекс, будучи показателем соотношения Н/С, является одновременно
и косвенным показателем содержания ароматических углеводородов в дизельном
топливе. Поэтому вместо требований к максимальному содержанию ароматиче­
ских углеводородов часто применяют спецификации на минимальный цетановый
индекс. Результатом снижения максимального содержания серы и ароматических
углеводородов является также снижение выбросов частиц (сажи) из дизельных
двигателей.
2.4.3. Железнодорожные дизельные топлива
Железнодорожныедизельные топлива [6] — один из важных видов дизельных то­
плив. По свойствам эти топлива схожи с тяжелыми автомобильными дизельными
топливами, но имеют более широкие интервалы кипения (конечная температура ки­
пения до 750 °F (400 °C)) и меньшие цетановые числа (до 30 минимум). Кдизельному
топливу No 4 и нефтяному топливу No 4 предъявляются схожие требования.
2.4.4. Коммунально-бытовые топлива
Для отопления помещений нефтепродукты потребляются в больших объемах, за­
висящих от местности и климата. В последние годы в связи с увеличением потребле­
ния СНГ относительный спрос на коммунально-бытовые топлива заметно снизился .
Требования ASTM к коммунально-бытовым топливам приведены в табл. 2.9. К ос­
новным дистиллятным нефтяным топливам относятся топлива No 1 и No 2. Нефтяное
топливо No 1 по свойствам очень схоже с керосином, но имеет, как правило, более
высокие температуры потери текучести (температуру застывания) и конца кипения.
Спецификации ограничивают фракционный состав, температуры потери текучести
и вспышки, а также содержание серы.

2.5. Остаточные нефтяные топлива
75
Спецификации на коммунально-бытовые топлива (ASTMD396)
Таблица 2.9
Свойство
No1
No2
No4
No6
Температура вспышки, °F (°C), мин.
100 (38) 100 (38) 130 (55) 140 (60)
Температура потери текучести, °F (°C), макс.
9 (-18)
28 (-6) 28 (-6)
—
Температуры отгонки, ‘F (°C):
10 %, макс.
90 %, мин.
конечная температура кипения, макс.
419 (215)
550 (288)
540 (282)
640 (338)
-
—
Вязкость, мм2/с:
при 104 °F (40 °C):
мин.
макс.
при 212 °F (100 °C):
мин.
макс.
1,3
2,1
1,9
3,4
>5,5
24,0
15,0
50,0
Плотность, кг/м3 при 60 °F (15 °C):
макс. (мин. в 'API)
850(35) 876 (30)
Коксовый остаток по Рамсботгому
на 10%-ном остатке перегонки, %масс., макс.
0,15
0,35
—
Зола, %масс., макс.
0,10
—
Сера, %масс., макс.
0,50
0,50
■—
—
Вода и осадок, %об., макс.
0,05
0,05
0,50
2,00
Топливо No 1 сжигают в печах с горелками банкового типа, в которых нефтяное то­
пливо испаряется при контакте с горячим металлом основания бачка. Чтобы топливо
успевало испаряться до подачи в горелку, оно должно иметь высокую летучесть.
Нефтяное топливо No 2 очень схоже по свойствам с дизельным топливом No 2.
Оно содержит крекированные компоненты и производится смешением бензиновых
фракций, керосина, дизельного топлива (атмосферного газойля) и крекированных
газойлей. Спецификации ограничивают в нем содержание серы, температурутекуче­
сти, фракционный состав и температуру вспышки. Его сжигают в печах с горелками
распылительного типа, в которых топливо впрыскивается в зону горения; образую­
щиеся мелкие капли топлива полностью сгорают.
2.5. ОСТАТОЧНЫЕ НЕФТЯНЫЕ ТОПЛИВА
Нефтяное топливо No 4 обычно представляет собой легкое остаточное топливо
и сжигается в печах с горелками, способными распылять топлива с вязкостью выше,
чемутопливаNo 2. Если топливо хранится при низкихтемпературах, для его испарения

16
Глава 2. Продукты нефтепереработки
в распылительной горелке может потребоваться предварительный подогрев. Нефтя­
ное топливо No 5 — остаточное топливо с вязкостью выше, чем у топлива No 4, итакже
может требовать предварительного подо1рева для распыления и перекачки. Нефтяное
топливо No 6 — высоковязкое остаточное топливо, требующее подогрева для хране­
ния, перекачки и распыления. Судовой мазут марки С—тяжелое остаточное топливо,
предназначенное для судовых двигателей. Требования к нему определяются в кон­
тракте, заключаемом между поставщиком и потребителем.
Большая часть тяжелого остаточного топлива, потребляемая в Соединенных Шта­
тах, импортируется. Такое топливо состоит из наиболее тяжелых фракций нефти
и обычно производится из остатка вакуумной перегонки. Оно рассматривается как
побочный продукт и продается по очень низким ценам (около 70 % от цены на нефть,
из которой его производят). Его важнейшие свойства — вязкость и содержание серы .
Требования к содержанию серы обычно устанавливаются органами власти того ре­
гиона, где потребляется топливо. В настоящее время число регионов, где разреша­
ется сжигать лишь малосернистые нефтяные топлива, продорлжает расти. Тяжелые
нефтяные топлива с очень низким содержанием серы пользуются высоким спросом
и продаются по ценам, близким к цене на нефть, из которой их производят.
ЛИТЕРАТУРА
1. Amer. Petrol. Inst. Inform. Bull. No. 11, Philadelphia, 1958.
2. Gas Processors Assoc. Publication 2140, Liquefied Petroleum Gas Specifications and Test Meth­
ods, Tulsa, OK.
3. Gruse, W.A . and Stevens, D.R., Chemical Technology of Petroleum, 3rd ed., McGraw-Hill Book
Co., New York, 1960, pp. 424 -472 .
4. NPRA Survey, 1989.
5. Gas Processors Assoc. Publication 2140, Liquefied Petroleum Gas Specifications and Test Meth­
ods, Tulsa, OK.
6. Reno, M.E., Bozzano, U.S., and Tiernan, W.C., UOP 1990 Technology Conference, UOP, Des
Plaines, IL, 1990.
7. Unzelman, G.H., OilGasJ. 88{\5),pp. 43-48,1990.
8. Jansen, S.D. and Tamm, D.C., RFS will require more blendstock production, Oil Gas J., May 8,
2006.
9. Newsletter, Oil Gas J. 97(51), 3,1999.
10. Bland, W.F. and Davidson, R.L . (Eds.), Petroleum Processing Handbook, McGraw-Hill Book
Co., New York, 1967, pp. 11-39.

Глава 3. Сырье
для нефтепереработки
Основным сырьем для нефтеперерабатывающих заводов является сырая нефть.
Иногда в ассортимент сырья включают также синтетическую нефть из других ис­
точников (из гильсонитов, нефтеносных песчаников и т. д .) и газоконденсаты. Хи­
мический состав нефтей на удивление однороден, хотя их физические свойства
изменяются в широких пределах. Начиная с 1980-х годов нефть, поставляемая на не­
фтеперерабатывающие заводы США, стала тяжелее (меньший удельный вес в ‘API,
более высокая относительная плотность) и содержит все больше серы. В результате
возрастают себестоимость переработки и жесткость условий процессов. В 1980 году
средний удельный вес сырой нефти составлял 33,8 ‘API (плотность 0,856), а сред­
нее содержание серы — 0,89 %масс. К 2004 году удельный вес снизился до 30,5 ‘API
(плотность 0,,874), а содержание серы возросло до 1,42 %масс. [1].
В Соединённых Штатах нефти подразделяют на парафиновые, нафтеновые, ас­
фальтеновые и смешанные. Некоторые марки нефти из месторождений Ближнего
Востока содержат до 80 % ароматических углеводородов; такие нефти называют аро­
матическими. Горное бюро США разработало [2, 3] систему классификации нефтей
по двум основным фракциям, получаемым при перегонке: No 1 с интервалом кипе­
ния от 482 до 527 °F (от 250 до 275 °C) при давлении 1 атм и No 2 с интервалом кипения
от 527 до 572 °F (от 275 до 300 °C) при давлении 40 мм рт. ст. Нефти классифицируют
по типам в зависимости от удельного веса этих двух фракций (табл. 3.1).
Классификация нефтей в зависимости от удельного веса основных фракций
Таблица 3.1
Фракция
Удельный вес основных фракций, "API
No1
No2
Парафины
40
30
Парафины, промежуточные фракции
40
20-30
Промежуточные фракции, парафины
33-40
30
Промежуточные фракции
33-40
20-30
Промежуточные фракции, нафтены
33-40
20
Нафтены, промежуточные фракции
33
20-30
Нафтены
<33
<20

78
Глава 3. Сырье для нефтепереработки
Общепризнанная классификация парафиновых и асфальтеновых нефтей ос­
нована на свойствах остатка недеструкгивной перегонки и более содержательна для
нефтепереработчиков, так как отражает ожидаемые свойства продуктов и необходи­
мость в тех или иных процессах переработки.
3.1. СВОЙСТВА СЫРОЙ НЕФТИ
Нефть имеет очень сложный состав, и нефтепереработчики не предпринимают
каких-либо попыток выявить ее чистые компоненты, за исключением низкокипя-
щих. Нефть исследуют сравнительно простыми методами анализа; далее с помощью
эмпирических зависимостей оценивают ее пригодность в качестве сырья для кон­
кретного нефтеперерабатывающего завода (НПЗ). Каждую марку нефти сравнива­
ют с другими доступными видами сырья и на основании эксплуатационных затрат
и спроса на ожидаемые продукты присваивают ей определенный показатель каче­
ства. Ниже рассматриваются наиболее важные свойства нефти.
3.1.1. Удельный вес в градусах API
Плотность нефти в Соединенных Штатах выражают в виде удельного веса в гра­
дусах по шкале API, а не в виде относительного удельного веса (относительной плот­
ности). Эти величины имеют обратную корреляцию: так, увеличение удельного веса
в градусахAPIсоответствует снижению относительного удельного веса. Удельный вес
в градусахAPI связан с относительным удельным весом следующей формулой:
‘API = (141,5 / Относительный удельный вес) —131,5.
(3.1)
В формуле (3.1) удельный вес в градусах API относится к единице объема жид­
кости при 60 °F (15,6 °C), удельный вес которой вычисляется относительно удель­
ного веса воды при 60 °F. Удельный вес нефти колеблется в широких пределах:
от менее чем 10 до более чем 50 ‘API, но большинство марок нефти попадает в ин­
тервал от 20 до 45 ‘API. Удельный вес в градусах API всегда определяется для пробы
жидкости при 60 °F (15,6 °C). Значения удельного веса в градусах API ведут себя не­
линейно, поэтому их нельзя усреднять. Например, смешение одного галлона углево­
дородов с удельным весом 30 ‘API и одного галлона углеводородов с удельным весом
40 ‘APIдает два галлона смеси с величиной удельного веса не 35 ‘API, а с другим. От­
носительный удельный вес (относительную плотность), напротив, можно усреднять.
Несмотря на это, на практике значения удельного веса в градусах APIчасто усредня­
ют, поскольку возникающая погрешность обычно незначительна.
3.1.2. Содержание серы, %масс.
Содержание серы и удельный вес в градусах API — свойства, оказывающие наи­
большее влияние на ценность нефти, хотя всё более важными становятся и дру­
гие ее свойства: содержание азота, общее кислотное число (ОКЧ) и содержание

3.1. Свойства сырой нефти
79
металлов. Содержание серы выражается в процентах по массе и изменяется в преде­
лах от менее чем 0,1 до более чем 5 %. Нефти с содержанием серы свыше 0,5 % обыч­
но требуют более глубокой переработки, чем нефти с низким содержанием серы.
Хотя вначале термином «высокосернистая» независимо от общего содержания серы
обозначали нефть, содержащую растворенный сероводород, постепенно это опре­
деление стали относить к нефти, которая содержит достаточно много серы и, стало
быть, требует специальной переработки. Между высокосернистыми и малосерни­
стыми нефтями нет четкой границы. Впрочем, за нее часто принимают величину со­
держания серы, равную 0,5 %.
3.1.3. Температура потери текучести (температура
застывания), °F (°C)
Температура потери текучести сырой нефти, выражаемая в °F или °C, представля­
ет собой приблизительный показатель ее парафинистости или ароматичности. Чем
ниже температура текучести, тем ниже содержание парафинов и выше содержание
ароматических углеводородов.
3.1.4. Коксовый остаток (коксуемость), %масс.
Коксовый остаток определяют перегонкой нефти в отсутствие воздуха. Коксо­
вый остаток отражает примерное содержание в нефти асфальта и фракции смазоч­
ных масел, которую можно извлечь. Как правило, чем меньше коксовый остаток, тем
ценнее нефты Коксовый остаток выражают в процентах по массе и определяют ме­
тодами испытаний ASTM D51A (коксовый остаток по Рамсботтому) или ASTM D189
(коксовый остаток по Конрадсону).
3.1.5. Содержание солей, фунтов на 1000 баррелей
Если содержание солей в нефти в пересчете на NaCl превышает 10 фунтов
на 1000 баррелей, перед переработкой ее, как правило, приходится обессоливать.
Наличие соли чревато проблемами коррозии. Если остаток перерабатывается при
участии катализаторов, то соли желательно удалять даже при низком уровне их со­
держания. Чаще всего экономически целесообразным оказывается обессоливание
нефти до содержания солей менее 0,5 фунта на 1000 баррелей. Хотя ввиду разной
плотности нефтей точното коэффициента пересчета между величинами, выражае­
мыми в фунтах на 1000 баррелей и в мг/кг, не существует, можно принять, что I фунт
на 1000 баррелей приблизительно соответствует 3 мг/кг.
3.1.6. Характеризующий фактор
Существует несколько зависимостей между выходом фракций и содержанием аро­
матических и парафиновых углеводородов в нефти. Наиболее широко применяемые
зависимости используют характеристический коэффициент Kv компании UOP, или
коэффициент Уотсона, и коэффициент корреляции Горного бюро США СТ.

80
Глава 3. Сырье для нефтепереработки
Kw — TB'ft/G;
CI =87 552 /Тв + 473,7G - 456,8,
(3.2)
(3.3)
где Тв — усредненная средняя точка кипения, "R; G — удельный вес при 60 ’F.
Величина характеристического коэффициента Уотсона изменяется от менее
чем 10 для высокоароматичных веществ до почти 15 для высокопарафинистых. Ве­
личина Kw для сырой нефти изменяется в более узких пределах: от 10,5 для высоко­
ароматичных веществ до 12,9 для высокопарафинистых. Она является показателем
содержания парафиновых углеводородов в нефти.
Коэффициент корреляции полезен при оценке отдельных фракций нефти. Шкала
значений CI определена следующим образом: для линейных парафинов оно принято
равным 0, а для бензола — 100. Значения CIне позволяют количественно определить
содержание ароматических и парафиновых компонентов и являются относительны­
ми: чем ниже величина CI, тем выше концентрация парафиновых углеводородов,
и наоборот, чем выше величина CI, тем выше концентрация нафтеновых и аромати­
ческих углеводородов [4]. Коэффициент корреляции является показателем содержа­
ния ароматических углеводородов в нефти.
3.1.7. Содержание азота, %масс.
Высокое содержание азота в нефти нежелательно, так как органические соединения
азота вызывают тяжелое отравление катализаторов, применяемых в нефтепереработ­
ке, и такие проблемы коррозии, как водородное вспучивание. Нефть с содержанием
азота выше 0,25 %масс. требует специальной обработки для его удаления .
3.1.8. Интервал кипения
Интервал кипения нефти дает представление о количестве различных присутству­
ющих в ней фракций. Наиболее информативный метод определения интервалов ки­
пения — разгонка, позволяющая установить истинные температуры кипения (ИТК,
англ. ТВР). Она проводится на оборудовании, способном обеспечивать целесообраз­
ную степень фракционирования. Специальной процедуры испытания с таким назва­
нием не существует, но в этих целях широко применяют метод разгонки по Гемпелю
Горного бюро США и метод ASTMD235. Ни один из этих методов не специфицирует
число теоретических тарелок или кратность орошения, и в результате сложилась тен­
денция использовать результаты метода разгонки 15:5 (752892), а не по методу ИТК.
Перегонка по этому методу осуществляется на 15 теоретических тарелках при крат­
ности орошения 5:1.
Интервал кипения нефти должен быть увязан с результатами перегонки по методу
ASTM, так как спецификации на продукты опираются, как правило, на простые ме­
тоды перегонки ASTM 7)86 и 251160.1раницы' отделения различных фракций по ме­
тоду ИТК можно приближенно определить по рис. 3.1. Более подробная процедура
установления взаимосвязи между результатами методов перегонкиASTMи ИТК при­
водится в справочнике API Technical Data Book—Petroleum Refining, опубликованном
Американским нефтяным институтом.

3.1. Свойства сырой нефти
81
I
I
I
HUSV^oiaw ou иинэиюс еПнол wdAiBdauwai и
Х1И Atfoxaw ou ииттаейф иинаиэЛю нПинвсЬ яюоневд
Рис. 3.1. Сравнение границы отделения фракций по методу ИТК и температуры конца кипения
фракций по методу ASTM
3.1.9. Содержание металлов, мг/кг
Содержание металлов в нефти может изменяться в широких пределах: отнескольких
миллиграммов на килограмм до 1000 мг/кг и более. Несмотря на сравнительно малую
величину, этот показатель имеет большое значение [5]. Даже ничтожно малые количе­
ства некоторых металлов (никель, ванадий и медь) могут сильно снизить активность

82
Глава 3. Сырье для нефтепереработки
катализаторов и сдвинуть структуру выхода в сторону малоценных продуктов. Ванадий
в нефтяных топливах в концентрациях выше 2 мг/кг может вызвать сильную корро­
зию лопаток турбин и повреждение огнеупорных футеровок и дымовых труб печей [3].
При перегонке нефти металлические компоненты концентрируются в остатке,
но некоторые металлоорганические соединения испаряются при температурах пере­
гонки и переходят в высококипящие дистилляты [6].
Содержание металлов можно снизить экстракцией пропаном или аналогичными
растворителями, так как металлоорганические соединения осаждаются вместе с ас­
фальтенами и смолами.
3.1.10. Общее кислотное число
Общее кислотное число вначале использовалось дляконтроля окисления смазочных
масел; в настоящее время его применяют также для характеристики кислых нефтей.
Высокая кислотность таких нефтей вызывает быструю коррозию большей части пе­
регонных колонн. Для переработки высококислых нефтей необходимо оборудование,
изготовленное из дорогостоящих легированных сталей. Общее кислотное число выра­
жается в миллиграммах гидроксида калия, требуемого для нейтрализации 1 г нефти.
3.2. СОСТАВ НЕФТИ
Нефть и ее высококипящие фракции состоят из большого количества членов срав­
нительно небольшого числа гомологических рядов [7]. Состав всей смеси не изме­
няется в широких пределах, но небольшие различия в составе могут сильно влиять
на физические свойства и арсенал процессов переработки, необходимый для произ­
водства продуктов, пользующихся спросом. Нефть
—
это, по существу, смесь угле­
водородов, и даже неуглеводородные элементы обычно присутствуют в ней в виде
сложных молекул, преимущественно углеводородных по характеру, но содержащих
небольшие количества кислорода, серы, азота, ванадия, никеля и хрома [5]. Углеводо­
роды нефти подразделяются на тритипа: парафиновые, нафтеновые и ароматические.
Кроме них, существует и четвертый тип — олефины, образующиеся при крекинге или
дегидрировании парафинов либо нафтенов. Сама нефть олефинов не содержит.
3.2.1. Парафины
Парафиновый ряд углеводородов характеризуется тем, что атомы углерода со­
единены простыми связями, а остальные связи насыщены атомами водорода. Общая
формула парафинов — СяН2я+2.
Простейшим парафином является метан СН4, после которого идут гомологиче­
ские ряды этана, пропана, нормального бутана и изобутана, а также нормального
пентана, изопентана и неопентана (рис. 3.2). Если в молекуле больше трех атомов
углерода, могут существовать несколько изомеров, которые содержат одни и те же
количества атомов углерода и водорода, но имеют разные структуры. Это объясня­
ется тем, что углерод способен образовывать не просто цепи, а разветвленные цепи

3.2. Состав нефти
83
с одинарной или двойной связью, порождающие изомеры с существенно разными
свойствами. Например, октановое число нормального октана по моторному методу
равно —17, а изоокгана (2,2,4-триметилпентана) — 100.
н1
НН
11
Ннн
111
н-с-н
1
Н-С-С -Н
11
н-с -с -с-н
111
1
н
11
нн
111
ннн
Метан
этан
пропан
н1
н-с-н
НННН
lit!
н1н
I11
Н-с-С-С-С-Н
1111
н-с-с-с-н
111
1111
НННН
111
ннн
нормальный бутан
изобутан
н
Н
1
I
н-с-н
н-с-н
нIн
ННННН
н1нн
111
11111
Illi
н-с-с -с -н
H-C-C -C-C -C-H
Н —с —с —с—с—н
111
1Ь111
1I11
н|н
НHiннн
НННН
н-с-н
1
нормальный пентан
изопентан
1
н
неопентан
Рис. 3.2 . Парафины нефти
Число возможных изомеров растет в геометрической прогрессии в зависимости
от числа атомов углерода. Существуют два парафиновых изомера бутана, три изоме­
ра пентана и 17 изомеров октана; у цетана с 18 атомами углерода есть 60 533 изомера.
Нефть содержит молекулы с числом атомов углерода до 70, и число возможных пара­
финовых углеводородов весьма велико.
3.2.2. Олефины
Олефины в нефти в естественном виде не содержатся и образуются при перера­
ботке. По структуре они очень схожи с парафинами, но имеют по меньшей мере два
атома углерода, соединенных двойной связью. Общая формула
—
С С^. Олефины
в конечных продуктах, как правило, нежелательны, так как двойные связи обладают
высокой активностью, вследствие чего соединения легко окисляются и полимери­
зуются с образованием смол и лаков. Некоторые олефины во фракциях в интерва­
ле кипения бензина желательны, так как имеют более высокие октановые числа,
чем парафины с тем же числом атомов углерода. Олефины с пятью атомами угле­
рода способны быстро реагировать с соединениями в атмосферном воздухе, образуя

84
Глава 3. Сырье для нефтепереработки
загрязнители; несмотря на свои высокие октановые числа такие олефины обычно
считаются нежелательными.
В процессах переработки образуются также некоторые диолефины (содержащие
две двойные связи); они очень быстро реагируют с олефинами, образуя высокомо­
лекулярные полимеры, состоящие из множества связанных простых ненасыщенных
молекул. Диолефины в продуктах весьма нежелательны, так как вследствие высокой
химической активности полимеризуются и образуют соединения, закупоривающие
фильтры и оборудование.
3.2.3. Нафтены (циклопарафины)
Циклопарафиновые углеводороды, в которых все имеющиеся углеродные связи
насыщены водородом, называются нафтенами. В нефти содержатся нафтены мно­
гих типов, но их не выделяют как отдельные соединения, если не считать таких
низкомолекулярных соединений, как циклопентан и циклогексан. Нафтены класси­
фицируют по интервалу кипения и свойствам, определяемым с помощью таких ко­
эффициентов корреляции, какК* или CI. На рис. 3.3. показаны некоторые типичные
нафтеновые соединения.
Н2
н2
Н2
и/
н?с сн7
\
/
2\
/ХсНз
2\
/хсн3
с—с
с—с
с—с -н
н2 н2
н2 н2
н2 СН3
циклопентан
метилциклопентан
диметилциклопентан
н
циклогексан
3
Н2С
I
Н2С
3
3
1,2-диметилциклогексан
метилииклогексан
декалин (декагидронафталин)
2
2
Рис. 3.3. Нафтены нефти

3.2 . Состав нефти
85
3.2.4. Ароматические углеводороды
Ароматические углеводороды по химическим и физическим свойствам сильно от­
личаются от парафинов и циклопарафинов (нафтенов). Ароматические углеводоро­
ды содержат бензольное кольцо, которое не насыщено, но очень стабильно, и часто
ведут себя как насыщенные соединения. Некоторые типичные ароматические соеди­
нения показаны на рис. 3.4 .
этилбензол
н
н
II
1
НС
^С-СН3
нс
II
1
НС\ХН
НС\Х
НС
н
н
бензол
толуол
Г’
СН3
Нс"^
~^С-СН з
II
1
НС
II
,
1
нс\с^н
■
НС
н
н
ортоксилол
метаксилол
Н
•С
параксилол
^СН
С
н
нс
кумол
Рис. 3 .4. Ароматические углеводороды нефти
нафталин
Циклические углеводороды — как нафтеновые, так и ароматические, — способ­
ны присоединять боковые парафиновые цепи вместо некоторых атомов водорода,
присоединенных к атомам углерода кольца, и образовывать смешанные структу­
ры. Эти смешанные типы наследуют многие химические и физические свойства
«родительских» соединений и классифицируются, как правило, по циклическому
«родительскому» соединению.

86
Глава 3. Сырье для нефтепереработки
3.3. НЕФТИ, ПРИГОДНЫЕ ДЛЯ ПРОИЗВОДСТВА
БИТУМА
Невозможно предсказать со стопроцентной уверенностью, может ли та или иная
нефть дать битум, отвечающий спецификациям, не отделив от нее асфальт и не проведя
испытаний. Вместе с тем существуют определенные свойства нефти, говорящие о том,
является ли она потенциальным источником битума. Если нефть, содержащая остаток
со средней температурой кипения 750 °F (399 °C), имеет характеризующий фактор Уот­
сона менее 11,8 и удельный вес менее 35 °АР1, она обычно бывает пригодна для про­
изводства битума [7]. Но если разность между характеризующими факторами фракций
с границами кипения 750 и 550 °F (399 и 288 °C) превышает 0,15, остаток может содер­
жать слишком много парафина, чтобы отвечать большинству спецификаций на битум.
3.3.1. Кривые разгонки нефти
Когда нефтеперерабатывающая компания оценивает получаемую нефть, чтобы
определить наиболее оптимальную последовательность переработки, которая дает
требуемые продукты, данные о перегонке и переработке нефти и ее фракций по­
ставляют ее собственные лаборатории [9]. Нередко бывает необходима такая ин­
формация о перерабатываемости нефти, которая может оказаться труднодоступной.
В таких случаях кривые ИТК и средней плотности можно определить по формулярам
анализа нефти Горного бюро США или результатам аналогичных анализов (рис. 3.5).
Горное бюро США провело испытание перегонкой по методу Гемпеля тысяч об­
разцов нефти из основных действующих месторождений. Хотя степень фракциони­
рования по методу Гемпеля меньше, чем при перегонке по методу 15:5, их результаты
достаточно схожидля того, чтобы использовать их без внесения поправок. При необ­
ходимости можно применить коэффициенты поправок, разработанные Нельсоном.
Главный недостаток анализа по методу Гемпеля — отсутствие сведений о низкоки -
пящих компонентах. Вещества, не конденсируемые водоохлаждаемыми конденсора­
ми, указываются как потери при разгонке. К начальному участку кривой ИТК часто
применяют оценочные данные о содержании бутана и более легких компонентов,
чтобы компенсировать потери при разгонке.
Результаты анализа по методу Гемпеля представляют в двух частях. В первой части
даются данные перегонки при давлении 1 атм до конечной температуры кипения
527 °F (275 °C), во второй — при давлении 40 мм рт. ст. до конечной температуры ки­
пения 572 °F (300 °C). Перегонка при пониженном давлении необходима для того,
чтобы избежать высоких температур, вызывающих крекинг нефти.
Полученные значения температур кипения должны быть пересчитаны на давле­
ние 760 мм рт. ст . Как правило, результаты из той части отчета, которая относит­
ся к атмосферной перегонке, не требуют пересчета — за исключением тех случаев,
когда перегонка осуществляется в условиях большой высоты над уровнем моря.
Температуры перегонки при давлении 40 мм рт. ст. можно пересчитать на давление
760 мм рт. ст, используя номограммы, разработанные компанией Esso Research & En­
gineering [7]. На рис. 3 .6 показана зависимость между температурами кипения при
давлениях 40 и 760 мм рт. ст.

3.3 . Нефти, пригодные для производства битума
87
CRUDE PETROLEUM ANALYSIS
Bureau of Mine© ..ft9rXlesvj..l .le______ Laboratory
Sample ..5.3Й.1!?..................................
IDENTIFICATION
Hastings Field
GENERAL CHARACTERISTICS
Gravity, specific,__ ___________
Gravity, 0 API,____ £LZ_ _ _ __ _ _
Sulfur, percent,
___
.
Viscosity, Saybolt Universal at.......... J .P.Q -. .... .... .... ... .... .... .... .... .... .... . .... .... ... .....
Texas
Brazoria County
Pour point,• F., ...below.5
Color, brownish green
Stack !—Distillation at atmospheric nresaurc,
.. mm- Hg
Firat drop............ IS• F.
DISTILLATION, BUREAU OF MINES ROUTINE METHOD
Fraction
No.
Cut
temp.
Percent
Sum,
percent
8p.RT..
60/60
*
F.
• API.
6U’ F.
C. 1.
Refractive
index,
h»at20
*
C.
Specific
dispersion
8.U.
Vi«C.,
100
*
F.
Cloud
teat.
*F.
j......... 122
o.B
0.8
...О-Л73.
70“
2......... 167
1..0, . .1-8— .... -6.85
. .....75—1.... ..... .15......
s..... -
213
1-0
. 4.8... .
.— 2 25... ..... 63.7...
-
2k.. .. . 1.3957.4 . 12ХЛ.» .
4......... 257
3JL. .8 .2 ..
....... J55..
..
55-4
23 .. .1-41756.. . . . .1 28-6
.
5.......... 302
.1-1.. 11-1
50-6
12
1.42ЧЙ5 ....135-4.
б......... 347 ..—3
*9. ..
..15-2.... —тез... —45-8....
. . . . 35...... ..1—4 .4.192 - -137-8... .
7......... 392
—.4-9-
.J0-1-... —aij... ....Jd-J... 38.... -.1-452.17.. ....139-9..-
a.........
437 .....6-8.... .. 26-3.... .... -ДЗЗ.... -
.38 ..4_
.. L4605J.. . ... 1 40-3 ..- .
о.........
'<Й
8,0
...3.4-9.... __ лШ.... .....35-4
..
.....
.
4.1. . . . . . ..1-46.825.. ....1 .4 .8 ,Q... .
10 ...... 527
.. .1Q,9. ..
..45,8... -. -86 .4. .. 32.1 . . .
..... .44...... ..т.,.47Й9- ....149,8...
Stags 2—Distillation continued at 40 ram. Hg
11..............
392 .....2,3.... ..53x1— ... fi .,.823... JO. 6
.. ....45— 1.48274 ....155x2- 42
Selow 5
13............ ♦37
60.9
........879.... - .29,5 .... 44 .
.
1.484J4 156.2
—59........ do
13............ 483
.....
6.2
—62,!— ..... .,.8.89.... .....22,2... ... .45— ..1,49.058. -.152x2-. ...21____ do
14............ 627 -.5,2 ...
.22,8.... ......,9.0.1... ..-25.JJ- ..„48 ...
.. 1 25____ 10
572 •
...6., 9„
.
73x2... .. ...,9.1.6.. ..
.
28.0
. . . _52....
280
20
Residuum.
.Л.З.... .10Q.,0. . -..,945. . - 18,2...
Carbon residue, Cooradson: Residuum. -~?,7 . ]»crcent; crude.
percent.
APPROXIMATE SUMMARY
Percent
8p. «r.
•API
Yhooeity
Light gasoline.............. .. ...................................................................................................
4..8............
.0.7.08. ... . -6.8 .A
£»<<Alinr d n«phtha ............................................ ...................... ..
10.1
. 0-271
V«rri«rfn
*
..... ...... .. ..... ..... .... .... ..
. ..... ..... ..... . ... ..... ..... .... ...... ..... .... ..... ...
—
Gas oil
. ..... ..... .... ...... ..... .... ..... ..... .... .. ..... ...... .... ..... ..... .... ..... .... . .
36.9...
... 0,85.8..... ...33,4.
_..
Nntivkentui lubricating dUtillatc ......... . .................................. . .
10.2
, 8 .79-. , .895. !9.,5 .726,6 .
5Q-100
Medium lubricating distillate................................................................................
.
5.8
.
, 895t..9O8. 1.6,6 .7 .24 .3 .
IOC-200
Viscous lubricating distillate.................................................................. -. ..... ..... ..
6.7
..
.90L8-.924. 24,3.7.2).,6..
Above 200
Residuum ......................
..
20.3.......... ...0,945...... .„.1.8,2
....
0
•. L . «ertuwit tr*KI 1G—
Рис. 3.5. Формуляр анализа нефти Горного бюро США

88
Глава 3. Сырье для нефтепереработки
Температура кипения при давлении 40 мм рт. ст. , 'F
Рис. 3.6. Сравнение температур кипения при давлениях 760 и 40 мм рт. ст.
Конечная температура кипения 572 °F (300 °C) при давлении 40 мм рт. ст . соот­
ветствует конечной температуре кипения 790 °F (421 °C) при давлении 760 мм рт. ст .
В практике перегонки нефти принято отбирать верхний продукт при конечных тем­
пературах кипения от 950 до 1050 °F (от 510 до 566 °C) при давлении 760 мм рт. ст .
Оценки формы кривой ИТК можно получить построением кривой зависимости тем­
ператур отгонки от процента отгонки на графической вероятностной бумаге и экс­
траполяцией ее до температуры 1100 °F (593 °C) [11] (рис. 3.7). Точки выше 790 °F
(421 °C) можно перенести на кривую ИТК.
Кривая средних значений удельного веса строится на той же диаграмме, что и кри­
вая ИТК. Кривую удельного веса следует строить в зависимости от среднего объем­
ного процента фракции, так как берется средний удельный вес фракции от начала
до конца ее отбора. Для узких фракций можно принять линейную зависимость и ис­
пользовать удельный вес для средней точки фракции.
Кривые ИТК и средних значений удельного веса строят плавными. Данные
рис. 3.8 иллюстрируют эти кривые для нефти, результаты анализа которой показа­
ны на рис. 3.5.

3.3. Нефти , пригодные для производства битума
89
о
CD
О
СО
Оь-
о
СО
Ою
о
о
05
О
см
о
Ю
СМ
d. ’ edQedeuwaL
Рис. 3.7. Кривая разгонки нефти
(ЛСП
<4
о
U5
О
О
б
ъ
е
м
н
ы
й
п
р
о
ц
е
н
т
о
т
г
о
н
к
и

90
Глава 3. Сырье для нефтепереработки
Рис. 3 .8. Кривые ИТК и средних значений удельного веса. Месторождение Hastings, штат Техас .
Нефть: удельный вес 31,7 °АР1, содержание серы 0,15 %масс.
ЛИТЕРАТУРА
1. Energy Information Agency, DOE/EIA-0384,2004.
2. Dosher, J.R., Chem. Eng. 77(8), pp. 96—112, 1970.
3. Grose, W.A . and Stevens, D.R ., Chemical Technology ofPetroleum, 3rd ed., McGraw-Hill Book
Co., New York, 1960,p. 16.
4. Ibid., p. 13.
5. Jones, M.C.K . and Hardy, R.L., Ind. Eng. Chem. 44, p. 2615,1952.
6. Lane, E.C . and Garton, E.L ., U.S. Bureau of Mines, Rept. Inves. 3279,1935.
7. Nelson, W.L ., OilGasJ. 68(44), pp. 92-96,1970.
8. Nelson, W.L., Petroleum Refinery Engineering, 4th ed., McGraw-Hill Book Co., NewYork, 1958, p. 114.
9. Nelson, W.L ., OilGasJ. 66(13),pp. 125-126,1968.
10. Maxwell, J.B . and Bonnell, L.S., Derivation and precision of a newvaporpressurecorrelationfor
petroleum hydrocarbons, presented before the Division of Petroleum Chemistry, American Chemical
Society, September 1955.
11. Smith, H.M ., U.S . Bureau of Mines, Tech. Paper 610,1940.
12. Woodie, R.A . and Chandlev, W.B., Ind. Eng. Chem. 44, p. 2591, 1952.

Глава 4. Перегонка нефти
Переработка нефти на нефтеперерабатывающем заводе (НПЗ) начинается с ее раз­
деления, осуществляемого перегонкой на фракции в соответствии с их температурами
кипения. В результате каждая последующая технологическая установка получает нуж­
ное ей сырье. Можно повысить эффективность производства и снизить себестоимость
продукции, если осуществлять перегонку нефти в два этапа: сначала перегонять весь ее
объем при атмосферном давлении, а затем высококипящий остаток атмосферной пе­
регонки подавать во вторую колонну, работающую в условиях глубокого разрежения.
Необходимость разделения тяжелого остатка нефти на фракции в вакуумной ко­
лонне обусловлена тем, что для испарения такого сырья при атмосферном давлении
(в атмосферной колонне) требуются высокие температуры. При таких температурах
происходит термический крекинг сырья, вызывающий потери потенциальной про­
дукции в виде.сухого газа, ухудшение цвета продуктов и загрязнение оборудования
образующимся коксом. Снижениедавления в колонне примерно до одной двадцатой
от абсолютного атмосферного давления существенно снижает температуры кипения
углеводородов (которые в вакуумной колонне указывают так, словно перегонка про­
исходит при давлении 760 мм рт. ст .).
В табл. 4 .1 и 4.2 приведены интервалы кипения и границы отбора типичных атмо­
сферных и вакуумных фракций.
Интервалы кипения типичных фракций нефти при атмосферном давлении
Таблица 4.1
Фракция
Интервалы кипения, °F (°C)
По методу ASTM Истинные температуры
кипения (ИТК)
Легкие прямогонные бензиновые фракции 90-220 (32-104)
90-190 (32-88)
Тяжелые прямогонные бензиновые фракции 180-400 (82-204)
190-380 (88-193)
Керосин
330-540 (166-282)
380-520 (193-271)
Легкий газойль
420-640 (216-338) 520-610 (271-321)
Атмосферный газойль
550-830 (288—443) 610-800 (321-427)
Вакуумный газойль
750-1050 (399—566) 800-1050 (427-566)
Вакуумный остаток
> 1050 (> 566)
> 1050 (> 566)

92
Глава 4. Перегонка нефти
Границы отбора различных фракций нефти (ИТК)
Таблица 4.2
Фракция
Начальная
точка отбо­
ра, °F.(°C)
Конечная
точка отбо­
ра, °F (°C)
Технологическая цель
Легкий прямогонный
бензин
90 (32)
180 (82) Минимальный выход легкого пря­
могонного бензина
90 (32)
190 (88) Нормальный выход легкого прямо­
гонного бензина
80 (27)
220 (104) Максимальный выход легкого
прямогонного бензина
Тяжелый прямогонный
бензин (бензиновые
фракции)
180(82)
380 (193) Максимальный выход сырья
риформинга
190 (88)
330(166) Максимальный выход реактивного
топлива
220 (104)
330 (166) Минимальный выход сырья ри­
форминга
Керосин
330 (166)
520 (271) Максимальный выход керосина
330 (166)
480 (249) Максимальный выход реактивного
топлива Jet-50
380 (193)
520 (271) Максимальный выход бензина
Легкая газойлевая
фракция
420 (216)
610а (321) Максимальный выход дизельно­
го топлива
480 (249)
610а (321) Максимальный выход реактивно­
го топлива
520 (271)
610а (321) Максимальный выход керосина
Тяжелая газойлевая
фракция
610 (321)
800 (427) Сырье для каталитического кре­
кинга или гидрокрекинга
Вакуумный газойль
800 (427)
1050 (566) Сырье для деасфальтизации или
каталитического крекинга
800 (427)
950 (510) Сырье для каталитического
крекинга или гидрокрекинга
* Для максимального выхода дизельного топлива No 2 конечную точку отбора фракции
можно повысить до 650 °F (343 °C).
Примечание. В некоторыхрегионахвсе фракции в интервале отЗЗОдо 800 °F (от 166 до 427 °C)
по экономическим соображениям приходится направлять на установку гидрокрекинга.
На рис. 4.1 показаны соотношения между среднеобъемными, среднемолярными
и средневзвешенными температурами кипения нефтяных фракций.
На рис. 4.2—4 .5 показаны различные зависимости для содержания азота и серы
в нефтяных фракциях.

Глава 4. Перегонка нефти
93
а;
Рис. 4.1. Средневзвешенная температура кипения нефтяных фракций (а) и среднемолярная
температура кипения нефтяных фракций (б)

94
Глава 4. Перегонка нефти
Н
а
р
а
с
т
а
ю
щ
и
й
п
р
о
ц
е
н
т
и
с
х
о
д
н
о
г
о
а
з
о
т
а
Рис. 4.2. Распределение азота в нефтяных фракциях
Н
а
р
а
с
т
а
ю
щ
и
й
п
р
о
ц
е
н
т
и
с
х
о
д
н
о
г
о
а
з
о
т
а

Г
л
а
в
а
4
.
П
е
р
е
г
о
н
к
а
н
е
ф
т
и
9
5
x
e
i
x
A
V
o
d
u
x
w
H
H
O
J
O
w
u
d
u
s
w
d
a
a
B
H
H
B
x
d
e
t
f
o
o
i
H
a
t
i
o
d
u
x
e
i
x
A
f
f
o
d
u
x
w
H
H
O
-
i
c
w
e
d
u
a
R
d
a
o
к
и
н
е
ж
й
э
В
о
о
i
H
a
n
o
d
u

9
6
Г
л
а
в
а
4
.
П
е
р
е
г
о
н
к
а
н
е
ф
т
и
x
a
i
x
A
t
f
o
d
u
x
t
A
H
H
O
J
O
w
b
c
i
u
a
i
q
d
a
o
b
U
H
B
x
d
a
t
r
o
o
i
H
d
T
i
o
d
u
X
R
i
x
A
t
f
o
d
u
x
R
H
H
O
J
O
V
N
b
d
u
a
i
q
c
f
e
o
K
U
H
e
x
d
a
t
f
o
o
х
н
е
Ъ
о
й
ц
Процент содержания серы в исходной нефти
Процент содержания серы е исходной нефти
d
s
Q
_

4.1 . Обессоливание нефти
97
Процент содержания серы в исходной нефти
Рис. 4.5. Содержание серы в прямогонных продуктах нефтей Венесуэлы [1]
4.1. ОБЕССОЛИВАНИЕ НЕФТИ
Если содержание солей в нефти (в пересчете на NaCl) превышает 10 фунтов
на 1000 баррелей (1 фунт = 0,454 кг), нефть необходимо обессолить, чтобы снизить
до минимума загрязнение и коррозию, вызываемые отложением солей на теплооб­
менных поверхностях, атакже кислотами, образующимисяпри разложении хлористых
солей. Кроме того, обессоливание частично удаляет некоторые металлы неорганиче­
ских соединений, растворенных в воде, эмульгированной в нефти. Эти металлы спо­
собны вызывать потерю активности катализаторов технологических процессов.

98
Глава 4. Перегонка нефти
По мере увеличения объемов переработки тяжелых нефтей растет и важность
эффективного обессоливания нефти. До недавнего времени обессоливалась лишь
нефть, содержащая не менее 10 фунтов (в пересчете на NaCl) солей на 1000 баррелей,
но сегодня многие компании обессоливают всю нефть. Дополнительные затраты
на обессоливание оправдываются снижением уровня загрязнения и коррозии обо­
рудования, а также продлением срока службы катализаторов. Если содержание солей
превышает 20 фунтов на 1000 баррелей, применяют двухступенчатое обессоливание.
В случаях каталитической переработки остатков некоторые марки нефтей подверга­
ют трехступенчатому обессоливанию.
Соль содержится в нефти в растворенном виде или в форме кристаллов (послед­
ние взвешены в воде, которая образует эмульсию с нефтью). Основной принцип
обессоливания — вымывание солей из нефти водой. При обессоливании возможны
проблемы с эффективным и экономичным смешиванием воды и нефти, смачива­
нием водой взвешенных твердых частиц и отделением промывочной воды от нефти.
На легкость и эффективность отделения влияют величина pH, плотность и вязкость
нефти, а также объем промывочной воды на единицу объема нефти.
Вторичная, но важная функция обессоливания — удаление из нефти взвешенных
в ней твердых частиц. Последние обычно представлены очень тонкодисперсными
частицами песка, глины и грунта, частицами оксида и сульфида железа из трубопро­
водов, резервуаров или танкеров, а также другими твердыми примесями, попавши­
ми в нефть при добыче или транспортировке. Эффективность удаления взвешенных
твердых частиц должна быть не менее 60 %. [2], причем должно удаляться не менее
80 % частиц с размерами, превышающими 0,8 микрон.
Для обессоливания нефть смешивают с водой при температурах от 200 до 300 °F
(от 90 до 150 °C); концентрация воды составляет от 3 до 10 %об. Соотношение вода/
нефть и температуру выбирают в зависимости от плотности нефти. В типичных усло­
виях соли растворяются в промывочной воде, а нефтяную и водную фазы разделяют
в осадительном сосуде либо добавлением химреагентов, способствующих разруше­
нию эмульсии, либо созданием в сосуде электрического поля высокого напряжения,
которое ускоряет коалесценцию капель соленой воды (рис. 4 .6). Поле может быть как
переменным, так и постоянным, и иметь потенциал от 12 до 35 кВ. Одноступенчатые
установки обессоливания отделяют от 90 до 95 % воды и солей, а двухступенчатые —
99 % и больше.
В одном из процессов высокая эффективность обессоливания достигается приме­
нением электрических полей обоих типов. В области границы раздела нефти и воды
создают переменное поле, а в нефтяной фазе выше этой границы — постоянное . По со­
общениям, этот процесс удаляетдо 99 % солей в одной ступени. Примерно в 90 % всех
установок обессоливания для разделения фаз используют лишь переменное поле.
Процесс разделения фаз электростатическими полями двух типов можно прово­
дить при более низких температурах, что дает значительную экономию энергии.
Тяжелые нафтеновые нефти образуют более стойкие эмульсии, чем большинство
нефтей других типов, и эффективность установок обессоливания при переработке
таких нефтей обычно снижается. Их плотность близка к плотности воды, и для обес­
соливания нужны температуры выше 280 °F (138 °C). Иногда необходимо снижать pH
рассола до 7 единиц или даже меньше. Если pH рассола превышает 7 единиц, из-за

4.1 . Обессоливание нефти
99
наличия нафтенатов и сульфида натрия могут образовываться эмульсии. Для боль­
шинства нефтей величину pH желательно довести до уровня ниже 8 единиц. Установ­
ки электрического обессоливания лучше работают в интервале значений pH от 6 до 8
единиц; оптимальное обезвоживание достигается при значениях pH, близких к 6. Ве­
личину pH контролируют переходом на другой источник воды или добавлением кис­
лот во входящую или повторно используемую воду.
Рис. 4.6. Одно - и двухступенчатые системы электростатического обессоливания нефти (тех­
нологические схемы публикуются с разрешения Petrolite Corp.)
Подпиточная вода составляет от 4 до 5 % обессоливаемой порции нефти и добав­
ляется на второй ступени обессоливания. В случае очень тяжелых нефтей (>15° API,
или относительная плотность 0,9659) на второй ступени рекомендуется добавлять
в качестве разбавителя газойль, чтобы повысить степень разделения.
Промывочную воду часто берут из барометрических конденсаторов вакуумных
колонн или других заводских источников, содержащих фенолы. Фенолы избиратель­
но растворяются в нефти, что снижает их содержание в воде, направляемой в завод­
скую установку переработки сточных вод.

100
Глава 4. Перегонка нефти
Одна из главных причин образования эмульсий воды в нефти -г - взвешенные твер­
дые частицы. Для улучшения смачивания твердой фазы и уменьшения уноса нефти
часто вводят смачивающие агенты. В этих целях чаще всего используют оксиалкили-
рованные алкилфенолы и сульфаты.
Содержание солей в нефти определяют следующими аналитическими методами:
1) титрованием нитратом ртути по методу компании НАСН после обессоливания
водой;
£
2) потенциометрическим титрованием после обессоливания водой;
3) титрованием нитратом серебра по методу Мора после обессоливания водой;
4) потенциометрическим титрованием в смешанном растворителе;
5) измерением проводимости.
Удельный вес, "API Концентрация промывочной воды, %об. Температура, ’F (’С)
>40
3-4
240-260 (115-125)
30-40
4-7
260-280 (125-140)
<30
7-10
280-330 (140-150)
Хотя метод проводимости относится к числу наиболее распространенных, он, по­
жалуй, наименее точный из всех методов. В любом случае он должен быть стандарти­
зован по отношению ктипу перерабатываемой нефти.
На рис. 4.7 показаны капитальные затраты на установки обессоливания. В табл . 4.3
приведены данные по расходу энергоносителей и химреагентов.
Затраты на установки обессоливания
Таблица 4.3
Вид затрат
Сумма
Учтенные затраты:
1) типовая установка электростатического обессоливания;
2) промывочная вода;
3) щелочь;
4) подогрев и охлаждение воды
Неучтенные затраты:
1) переработка и сброс сточных вод;
2) затраты на охлаждающую воду и энергоснабжение
Расход энергоносителей и химреагентов (на баррель сырья):
затраты электроэнергии, кВтч
промывочная вода, галлонов (м})
деэмульгатор, фунтов (кг)
*
щелочь, фунтов (кг)
0,01-0,02
1-3 (0,004-0,012)
0,005-0,01 (0,002-0,005)
0,001-0,003 (0,005-0,0014)
’ Цены 2005 года составляли около 1,75 долл, за фунт.
Примечание. См. рис. 4.6.

4.2 . Атмосферная перегонка
101
Пропускная способность, тыс . баррелей за эксплуатационные сутки
Рис. 4 .7. Капитальные затраты на установки обессоливания для условий североамериканского
побережья Мексиканского залива по состоянию на 2005 год (см. табл. 4 .3).
4.2. АТМОСФЕРНАЯ ПЕРЕГОНКА
После обессоливания нефть проходит через ряд теплообменников, где ее тем­
пература в результате теплообмена с продуктами и флегмой повышается примерно
до 550 °F (288 °C) [2, 3]. Затем ее подогревают в трубчатой печи примерно до 750 °F
(399 °C) и подают в зону испарения (питательную зону) атмосферной ректификаци­
онной колонны. Температура нефти при выходе из печи достаточно высока (от 650
до 750 °F, или от 343 до 399 °C), чтобы вызвать испарение всех продуктов, отбираемых
выше зоны испарения, и еще от 10 до 20 % продуктов ниже этой зоны. Это избыточ­
ное испарение позволяет осуществлять определенное фракционирование на тарел­
ках, расположенных непосредственно над зоной испарения, формируя внутреннее
орошение за счет части боковых погонов.

102
Глава 4. Перегонка нефти
Орошение обеспечивается конденсацией головных паров и возвратом части жид­
кости на верх колонны, а также циркуляцией боковых погонов. Всякий отбор продук­
тов в промежуточных сечениях колонны уменьшает количество флегмы ниже точки
отбора. Максимальное орошение и фракционирование достигаются при отводе всей
теплоты в головной части колонны, но при этом распределение жидкой фазы по вы­
соте колонны имеет форму обращенного конуса, из-за чего диаметр колонны в голов­
ной части должен быть очень большим. В целях уменьшения диаметра головной части
колонны и выравнивания распределения жидкости по высоте колонны, а также улуч­
шения энергетического КПД используют промежуточный теплоотвод, позволяющий
организовать орошение ниже точек промежуточного отбора. Для этого из колонны от­
бирают жидкость, охлаждают ее в теплообменнике и возвращают в колонну весь поток
либо часть охлажденного бокового погона. Это способствует конденсации большего
количества восходящих паров и тем самым увеличивает орошение ниже точки отбора.
Энергетический КПД при перегонке можно повысить циркуляционным ороше­
нием. Если верхний конденсатор дает флегму в количестве, достаточном для обеспе­
чения отбора всех боковых погонов и необходимого орошения, то весь теплообмен
будет происходить при температуре начала кипения верхнего погона. Промежуточ­
ное циркуляционное орошение увеличивает температуры теплообмена и позволяет
утилизировать больше тепловой энергии за счет теплообмена со свежим сырьем.
Хотя в атмосферных колоннах рибойлеры обычно не используются, под зоной
испарения (эвапорационным пространством) обычно имеется несколько тарелок.
Под нижнюю тарелку подают пар. Это позволяет отогнать газойль, который остается
в жидкости, стекающей из зоны испарения, и получить нижний продукт с более вы­
сокой температурой испарения. Пар снижает парциальное давление углеводородов
и необходимую температуру испарения.
Атмосферная ректификационная колонна содержит обычно от 30 до 50 тарелок.
Разделение сложных смесей в нефтях осуществляется сравнительно легко. Для от­
бора каждого бокового продукта требуется от пяти до восьми тарелок; еще столько
же нужно под тарелкой питания и над ней. Таким образом, для атмосферной ректи­
фикационной колонны, рассчитанной на отбор четырех жидких боковых погонов,
нужно в общей сложности от 30 до 42 тарелок.
Жидкие боковые погоны содержат низкокипящие компоненты, которые снижа­
ют температуру испарения, так как легкие продукты, проходя через тяжелые, на каж­
дой тарелке приходят в состояние равновесия с ними. Эти легкие фракции отгоняют
из каждого бокового погона в отдельной отпарной колонне, содержащей от четырех
до десяти тарелок, под нижнюю из которых подают пар. Пар и отогнанные легкие
фракции возвращают в паровую зону ректификационной колонны над соответству­
ющей тарелкой отбора бокового погона (рис. 4.8).
Верхний конденсатор атмосферной ректификационной колонны конденсирует
пентан и более тяжелые фракции головных паров колонны. Это легкий бензин с со­
держанием небольшого количества пропана и бутанов и практически всех остальных
более высококипящих фракций головных паров. Часть конденсата возвращают на­
верх колонны в виде флегмы, а остальную часть направляют в секцию стабилизации
установки переработки нефтезаводского газа, где от легкого прямогонного бензина
С5—180 °F (С5—82 °C) отделяют бутаны и пропан.

4
.
2
.
А
т
м
о
с
ф
е
р
н
а
я
п
е
р
е
г
о
н
к
а
1
0
3
Рис. 4 .8 . Схема перегонки нефти . Для простоты показаны лишь две отпарные колонны для боковых погонов. Установки атмосферной
перегонки содержат не менее четырех подобных колонн, чтобы отбирать такие дополнительные погоны, как керосин и дизельное топливо

104
Глава 4. Перегонка нефTM
На рис. 4.9 показаны капитальные затраты на установки атмосферной перегонки
в зависимости от пропускной способности, а в табл. 4.4 приведены данные по расхо­
ду энергоносителей.
Пропускная способность, тыс . баррелей за эксплуатационные сутки
Рис. 4 .9. Капитальные затраты на установки атмосферной перегонки для условий северо­
американского побережья Мексиканского залива по состоянию на 2005 год (см. табл. 4 .4).
Затраты на установки атмосферной перегонки
Таблица 4.4
Вид затрат
Сумма
Учтенные затраты:
1) оборудование для отбора боковых погонов и отпарные колонны;
2) всё технологическое оборудование в пределах границ установки;
3) теплообменное оборудование для охлаждения головных фракций
и боковых погонов до температуры окружающей среды;
4) система централизованного управления

4.3. Вакуумная перегонка
105
Окончание табл. 4.4
Вид затрат
Сумма
Неучтенные затраты:
1) охлаждающая вода, пар и энергоснабжение;
2) обессоливание;
3) охлаждение отбензиненной нефти (нижнего продукта);
4) переработка и сброс кислых вод;
5) хранение сырья и продуктов;
6) стабилизация бензиновых фракций;
7) извлечение легких фракций
Расход энергоносителей (на баррель сырья):
пар (300psig (2068 кПа)), фунтов (кг)
электроэнергия, кВтч
циркулирующая охлаждающая вода, галлонов (м3)а
топливо, млн БТЕ (кДж)6
10,0 (4,5)
0,9
150 (0,58)
0,05(52 750)
2 Повышение температуры на 30 °F (17 °C); около 50% полученной тепловой энергии можно
отобрать для подогрева котловой воды.
6 Исходя из нижней теплотворной способности топлива и с учетом теплового КПД печи.
(Все данные в этой главе, касающиеся топлива, исходят из тех же предположений.)
Примечание, См. рис . 4 .9 .
4.3. ВАКУУМНАЯ ПЕРЕГОНКА
Температуры на выходе из печи, требуемые для атмосферной перегонки тяжелых
фракций, настолько высоки, что такая перегонка может сопровождаться термиче­
ским крекингом с сопутствующими потерей продуктов и загрязнением оборудова­
ния. Поэтому эти фракции перегоняют в условиях разрежения (под вакуумом), так
как со снижением давления падает и температура кипения. Давление в зоне испа­
рения вакуумной колонны составляет от 25 до 40 мм рт. ст. (рис. 4.10). Для улучше­
ния испарения эффективное давление снижают даже еще больше (до 10 мм рт. ст.
или ниже), подавая водяной пар на вход печи и в основание колонны. Добавле­
ние пара на входе в печь увеличивает линейную скорость движения сырья в трубах,
минимизирует образование кокса в печи и снижает общее парциальное давление
углеводородов в вакуумной колонне. Расход пара выбирают в зависимости от ин­
тервала кипения сырья колонны и испаряемой фракции; как правило, он состав­
ляет от 10 до 50 фунтов на баррель сырья [4, 5].
Температуры на выходе из печи выбирают в зависимости от интервала ки­
пения сырья и испаряемой фракции, а также от коксуемости сырья. Высокие
линейные скорости в трубах и введение пара замедляют коксообразование; тем­
пература сырья на выходе из печи составляет, как правило, от 730 до 850 °F (от 388
до 454’С) [6].

1
0
6
Г
л
а
в
а
4
.
П
е
р
е
г
о
н
к
а
н
е
ф
т
и
Печь
Вакуумная (колонна

4.3 . Вакуумная перегонка
107
Обычно наибольшие температуры на выходе из печи выбирают для «сухого» ре­
жима работы колонны, т. е. при эксплуатации колонны без добавления пара, а наи­
меньшие — для «влажного», когда на вход печи и в основание вакуумной колонны
подается пар. Промежуточные значения температур применяют при «сыром» режи­
ме, когда пар подается только на вход печи. Для большинства марок нефти межре­
монтный цикл работы печей составляет от 3 до 5 лет.
Доля сырья, испаряемая при заданной температуре на выходе из печи, определя­
ется эффективным давлением (полным абсолютным давлением за вычетом парци­
ального давления водяного пара) в зоне испарения. Поэтому при проектировании
колонны (а также линий и конденсатора) в ее верхней части важно предусмотреть
минимизацию потерь давления между вакуумсоздающей аппаратурой и зоной испа­
рения. Снижение потерь давления даже на несколько миллиметров ртутного столба
существенно экономит эксплуатационные затраты.
Эксплуатация при пониженном давлении вызывает существенное увеличение
удельного расхода пара на испарение сырья, поэтому вакуумные перегонные колон­
ны имеют значительно больший диаметр, чем атмосферные. Не являются редкостью
вакуумные колонны до 40 футов (12,5 м) в диаметре.
Необходимое рабочее давление поддерживается паровыми эжекторами и баро­
метрическими конденсаторами либо вакуумными насосами и поверхностными кон­
денсаторами. Размеры и число эжекторов и конденсаторов определяются требуемой
степенью разрежения и качеством паров. Для создания в зоне испарения давления
25 мм рт. ст. обычно нужны три эжекторные ступени . Первая ступень конденсиру­
ет водяной пар и сжимает неконденсирующиеся газы, а вторая и третья ступени уда­
ляют эти газь? из конденсаторов. Создаваемый вакуум ограничен давлением паров
воды в конденсаторах. Если в конденсаторы подавать более холодную воду, в колон­
не можно создать более глубокое разрежение.
В последнее время наблюдается тенденция к созданию разрежения вакуумными
насосами и поверхностными конденсаторами, чтобы уменьшить загрязнение воды,
хотя такая схема обходится дороже, чем барометрические конденсаторы.
Схема вакуумной перегонки показана на рис. 4.10, капитальные затраты с учетом
монтажа — на рис. 4 .11, а затраты на энергоносители — в табл. 4 .5.
Затраты на установки вакуумной перегонки
Таблица 4.5
Вид затрат
Сумма
Учтенные затраты:
1) все оборудование, необходимое для производства чистого газойля
(один погон);
2) трехступенчатая эжекторная система для создания в зоне испарения
разрежения от 30 до 40 мм рт. ст .;
3) холодильники и теплообменники для охлаждения вакуумного газойля
до температуры окружающей среды
Неучтенные затраты
1) охлаждающая вода, пар и энергоснабжение;

108
Глава 4. Перегонка нефти
Окончание табл. 4.5
Вид затрат
Сумма
2) охлаждение нижнего продукта до температур ниже 400 °F (204 °C);
3) подогрев сырья до 670 °F (354 °C) ± 10’ (в предположении, что сырье
поступает непосредственно из атмосферной колонны);
4) переработка и сброс кислых вод;
5) хранение сырья и продуктов;
6) отбор нескольких погонов или получение смазочных масел
-
Расход энергоносителей (на баррель сырья):
пар (300 psig (2068 кПа)), фунтов (кг)
электроэнергия, кВтч
циркулирующая охлаждающая вода, галлонов (м3)*
топливо, млн. БТЕ (кДж)6
10,0(4,5)
0,3
150 (0,57)
0,03 (31 650)
* Повышение температуры на 30 °F (16,7 ’С).
с Исходя из нижней теплотворной способности топлива и с учетом теплового КПД печи.
Примечание. См. рис . 4,10,4.11.
Пропускная способность по сырью, тыс. баррелей за эксплуатационные сутки
Рис. 4 .11. Капитальные затраты на установки вакуумной перегонки для условий северо­
американского побережья Мексиканского залива по состоянию на 2005 год (см. табл. 4.5)

4.5. Продукты нефтеперегонной установки
109
4.4. ВСПОМОГАТЕЛЬНОЕ ОБОРУДОВАНИЕ
Зачастую между теплообменниками подогрева сырья и печью атмосферной колон­
ны устанавливают испарительную камеру. В последней разделяются и поступают не­
посредственно в зону испарения колонны низкокипящие фракции, испаряющиеся
за счет теплоты, сообщаемой теплообменниками подогрева сырья. Жидкость проходит
через печь и после этого также поступает в зону испарения колонны. В результате для
получения такогоже количества головных фракций можно использовать печь меньших
размеров, требующую меньших температур навыходе и более выгодную экономически.
На некоторых НПЗ стабилизатор располагается не в секции переработки нефтеза­
водского газа, а в секции перегонки нефти. Жидкость, конденсирующаяся из голов­
ных паров колонны атмосферной перегонки, содержит пропан и бутаны, из-за чего
давление насыщенных паров значительно превышает допустимое для смешивания
бензина. Для удаления пропана и бутанов жидкость, остающуюся в избытке после
орошения, подают в стабилизационную колонну. Из легкого прямогонного бензи­
на извлекают пропан и бутаны, после чего давление насыщенных паров снижается.
Чтобы довести давление паров по Рейду до требуемой величины, в секции смешива­
ния продуктов в бензин добавляют нормальный бутан.
4.5. ПРОДУКТЫ НЕФТЕПЕРЕГОННОЙ УСТАНОВКИ
Типичная.нефтеперегонная установка дает, в порядке возрастания температур ки­
пения, следующие основные продукты.
Топливный газ. Состоит главным образом из метана и этана . На некоторых НПЗ в га­
зовое топливо включают также пропан, остающийся в избытке после покрытия потреб­
ности в сжиженном нефтяном газе (СНГ). Этот продукт называют также сухим газом .
Жирный газ. Состоит из пропана и бутанов, а также некоторых количеств мета­
на и этана. Пропан и бутаны отделяют для производства СНГ; бутаны дополнитель­
но используют для смешения бензина и в качестве сырья установки алкилирования.
Легкие прямогонные бензиновые фракции. Стабилизированные легкие прямогонные
бензиновые фракции (или бензин) обессеривают и используют для смешения бензи­
на либо сначала перерабатывают на установке изомеризации, чтобы повысить окта­
новое число, а затем добавляют в бензин.
Тяжелые прямогонные бензиновые фракции или бензин. Эти фракции подают на уста­
новку каталитического риформинга, которая производит высокооктановый рифор­
мат (компонент бензина) и ароматические углеводороды.
Газойли. Легкий, атмосферный и вакуумный газойли перерабатывают на установке
гидрокрекинга или каталитического крекинга, где из них вырабатывают бензин, ре­
активное и дизельное топлива. Тяжелые вакуумные газойли можно использовать как
сырье для установок получения смазочных масел.
Остаток. Вакуумный остаток перерабатывают на установках висбрекинга, коксова­
ния или деасфальтизации, получая из него тяжелое нефтяное топливо, сырье для кре­
кинга или для производства смазочных материалов. Остаток нефтей с высоким содер­
жанием асфальтенов можно также перерабатывать в дорожный или кровельный битум.

110
Глава 4. Перегонка нефти
4.6. ПРАКТИЧЕСКИЙ ПРИМЕР:
НЕФТЕПЕРЕГОННЫЕ УСТАНОВКИ
В этом разделе в целях иллюстрации деятельности НПЗ топливного профиля
и процедур предварительной экономической оценки составляется материальный
баланс для каждой технологической установки завода и оцениваются затраты на их
строительство и эксплуатацию. Материальные балансы для каждой из установок
приведены в конце глав, в которых рассматриваются соответствующие установки,
а оценка капитальных и эксплуатационных затрат — в конце главы 18. Общая эконо­
мическая оценка приведена в конце главы 19.
В рамках примера используются единицы измерения, принятые на нефтеперера­
батывающих заводах США. Если использовать и американские единицы измерения,
и международные, то следить за изложением материала станет труднее; к тому же
НПЗ во всем мире не пользуются в своей деятельности международными единицами
мер, что, впрочем, достойно сожаления.
Чтобы определить экономические характеристики переработки нефти данной
марки, необходимо провести предметные исследования по каждому практическому
плану переработки и выбрать из них тот, который даст наибольшую экономическую
отдачу. Это очень долгий процесс, который может стоить весьма недешево. В нефте­
перерабатывающей отрасли для оптимизации схем переработки широко применяют
компьютерные программы. В данном примере в целях иллюстрации методов расчета
оптимизация технологической схемы не производится, причем в схему включаются
все установки (т. е. установки замедленного коксования, каталитического крекинга
в псевдоожиженном слое и гидрокрекинга), даже если какие-нибудь из них в предпо­
лагаемых условиях экономически не оправдывают себя.
При определении текущих цен на сырье и продукты необходимо использовать,
кроме приведенных здесь основных данных, такие публикации, как Oil and Gas
Journal, Chemical Week, Oil Daily и Chemical Marketing (ранее Oil, Paint, and Drug
Reporter). Например, Chemical Week имеет специальное ежегодное приложение,
в котором содержатся региональные данные (в пределах территории Соединен­
ных Штатов) по ценам на энергоносители, затратам на оплату труда сотрудников
и налогам.
Сырье и продукция многих технологических установок имеютразные объемы, по­
этому для таких установок составление баланса на основе объема представляется не­
возможным. По этой причине баланс необходимо составлять исходя из массы. Хотя
на практике массовые параметры отдельных потоков округляют до трех значащих
цифр, при расчетах их следует округлять не более чем до ближайшей сотни фунтов.
В данном примере расчеты проводятся с округлением до ближайшего целого значе­
ния в фунтах (1 фунт = 0,454 кг).
Чтобы баланс каждой установки сходился, один из продуктов должен определять­
ся по разности. Как правило, по разности определяют экономически наименее знача­
щий продукт; в большинстве случаев таковым оказывается наиболее тяжелый продукт.
Свойства конечных и промежуточных продуктов описываются в главе 2, а также
в главах, посвященных отдельным технологическим установкам.

4.6. Практический пример: нефтеперегонные установки
111
4.6.1. Формулировка задачи
Составить предварительную оценку выхода продуктов, капиталовложений, экс­
плуатационных затрат и экономических показателей для нового НПЗ, возводимо­
го на Западном побережье США и рассчитанного на переработку 100 тыс. баррелей
нефти месторождения Норт-Слоуп на Аляске за календарные сутки.
Главными статьями дохода должны быть автомобильный бензин, реактивное
идизельное топлива. Технологические процессы должны быть рассчитаны на макси­
мальный выход бензина в пределах экономической рентабельности. Структура выхо­
да бензинадолжна состоять из 50 % бензина рядового качества с октановым индексом
87 и 50 % бензина высшего сорта с октановым индексом 93 (октановый индекс равен
полусумме октановых чисел по исследовательскому и моторному методам). Данные
анализа нефти приведены в табл. 4.6. Предполагается, что нефть поставляется на ус­
ловиях FOB по цене 40 долл, за баррель. Цены на продукты принимаются исходя
из средних справочных цен за 2005 год за вычетом:
1) 0,005 долл, за галлон жидких продуктов, кроме нефтяного топлива;
2) 0,05 долл, за баррель нефтяного топлива;
3) 0,50 долл, за тонну кокса.
Цены на энергоносители назначаются исходя из данных, приведенных в прило­
жении Plant Sites за 2005 год к журналу Chemical Week (октябрь 2005 г.), для региона,
в котором будет сооружаться НПЗ. Налоги на прибыль закладываются в размере 45 %
(38 % федерального налога плюс 7 % налога штата Калифорния). Стоимость земель­
ного участка берется в размере 5 % от суммарных затрат на технологические установ­
ки, хранилища, паровые системы, системы водяного охлаждения и обслуживающее
хозяйство.
«
4.6.2. Порядок действий
1. По данным анализа нефти, приведенным в табл. 4.6, строятся кривые истинных
температур кипения (табл. 4.7) и среднего удельного веса (плотности) фракций. Они
показаны на рис. 4 .12.
Данные анализа нефти месторождения Норт-Слоуп наАляске
Таблица 4.6
Показатель
Значение
Удельный вес (относительная плотность), °АР1
26,4(0,8961)
Содержание серы, %масс.
0,99
Вязкость, в секундах Сейболта:
при 70 °F (21 ’С)
100 °F (38 °C)
182,5
94,1
Коксуемость по Конрадсону:
нефть
вакуумный остаток > 1050 °F (> 566 °C)
5,99%
14,2%

112
Глава 4. Перегонка нефти
И
с
т
и
н
н
ы
е
т
е
м
п
е
р
а
т
у
р
ы
к
и
п
е
н
и
я
(
И
Т
К
)
д
л
я
м
е
с
т
о
р
о
ж
д
е
н
и
я
Н
о
р
т
-
С
л
о
у
п
н
а
А
л
я
с
к
е
В
а
н
а
д
и
й
,
м
г
/
к
г
г-
<5Х
л"
е;h
о
©
*u?
Л
асS
ь" t?
д
оф
п
ОХ гч
3u’
S
СИ охst
d
сеQ. Й
©. st
.<□ s
СЧ
иJR
o'
оСПяг
©Г-©00©©сп0Ооо40сч^tOXг—счОО©г*©фОхсП
1
1
1
11
1
04tnСПOSОХг-40stооООг-лСПСПгч
©ОХоо©©0
г*ЛtntnstststststСПСПСПСПСПСПСПСПСПСПгчсчСЧгч
о
Я
нО
ёu-
§о
st (7х м-
«Лт—« г-о04st
,—t г* 40
СЧОхоо©0stг*оогчоог-СПсПЛ
г-О©оогчmспstл©ооооOXох0спСПСПsttn©©©©г*1**ооОХсПОх
е;©СПЛЛ
©©©Г-г
*
Г*Ог-г-г-9000ООооооооООоо00ооооооооОООХох
©О©©Ооо©о0©00о©0о©0оОф0©©©о0оф
£H
Оо
оо
gX
о
о
коо
оа
JR 2СП
st©гчГ*
st
СЧ сч гч^гч сч_гч
гчсч_сч0еоф
s'н
_
**
©счСПtn
ОХ СПtnг-ГП СПл ох" соЛ
*
©
•&
оX
а
&
о
st
счгчгчсчсчСПСПСПСПСПчЬstStС*-
ю
S
XX
S5т-.СПсч©лг*г
*
©о©0оОхф0о©©оО©0о
©©со00сч
& сзО.
©оо©©©—гчсчгчсч
—• гч
счГЧсчсчсчгчсчсчСЧгчсчсчгч СП
СПгч
оОе
сеSJSX о
z*"v
_
У**»
г* —ч
.и -—S
СПСП
СП
z-v оо
г- гч
©сч©счСП40оооо ф счСПгч
СП СП
&PU
СП «пс-оо© ГЧСПst4Пг*ооОхо гч
stл
©
счгчГЧсчсчгчсчсчсчСПспСП СП1
Ь? ’’
*—1 •—‘
11111111111111111111СП
се сП
1
г*гчс
*
©гч40счСП©оооо
©
счСПгчТ—ЦСПStОО
SО<
1
©
сп лг*ООф счСПSt©г*ооОх0 счснснСП
л
©оо
гчгчгчгчгчгчгчгчгчСПСПСПСИ л
ю
сп
'ч-'
'w' ■ЧиХ о
рн
sfсч©40СИсч©ЛtnооW4ОХг*чооООг
*
оо^tфгч©©
о
со stГ"- OS
st©ОХ
СП40г*Ф СПлс
*
Ох снЛф
S
и’о’о"
ои1
г**
7
сч
1
оо
СЧ
J
st
гч
J
сч
ГЧ
=1
СП
1
©
со
1
со
2
-
3
6
-
3
5
-
4
St
1
КП
st
оо
St
J
л
J»
tn
д_
8
-
5
л
1
оо
л
1
г*
л
1
со
©
1
st
0
-
6
2
-
6
Г"«
1
о
0
0
0
о"
се
Г-
st г-
st©Ох
СП©г-о солГ"Ох СПлА
О
SS«аа:Ох СЧсчсчсчСОсПСПСПststststллtnллЛ©©©
И
с
т
о
ч
н
и
к
:
с
м
.
(
7
]
.

4.6 . Практический пример: нефтеперегонные установки
113
Процент отгонки
Рис. 4.12. Кривые НТК и среднего удельного веса фракций нефти месторождения Норт-Слоуп,
Аляска: удельный вес 26,4 °АР1 (относительная плотность 0,8961), содержание серы 0,99 %масс. [7]
2. По данным табл. 4.2 выбираются границы отбора продуктов, которые должны
выходить из колонн атмосферной и вакуумной перегонки.
3. По кривым ИТК и среднего удельного веса фракций определяются величины
процентного содержания и удельного веса фракций.
4. Далее объемные проценты переводятся в массовые .
5. По разности определяется масса остатка с температурой кипения выше 1050 °F
(566 °C). Если объем этой фракции берется по кривой ИТК, то удельный вес рас­
считывается по массе и объему. Поскольку удельный вес фракции (> 1050 °F) был
определен в лаборатории и очень чувствителен к небольшим изменениям массы,
в данном случае было решено использовать лабораторное значение удельного
веса, исходя из которого следовало вычислить объем. Результирующий суммарный

1
1
4
Г
л
а
в
а
4
.
П
е
р
е
г
о
н
к
а
н
е
ф
т
и
Таблица 4.8
Материальный баланс установок перегонки: пропускная способность 100 тыс. баррелей за календарные сутки, нефть месторождения
Норт-Слоуп на Аляске
'
к
'
S
Сера,
фунтов
запас
12 944
-
с
П
4
0
Ш
357
©
С
П
о
о
Ч
О
о
о
4
£
>
©
ч
с
ч
v
*
И 686
|
2614
|
Сера,
%масс.
0,99
i
0,00
0,01
0,11
0,24
0,52
т
г
»
Н
• 1,54
к
н
с
ч
*
©
О
S
100,0
0,03
о
о
©
о
©
Г 0,41
!
3,47
10,17
3,93
11,39
12,21
58,11
100,0
58,11
36,2
я
6
3
с
и
V
S
S
2
Фунтов
за час
1 307 464
372
2341
1302
5353
45 394
132988
52 534
148 906
159 653
759 799
1 307 464
О
Ч
£
С
ч
*
Н
275 119
S
X
S
S
2
X
e
t
ф
с
О
о
.
О
О
С
Ч
С
П
О
О
К
Г
)
в
Г
-
С
П
ф
С
П
С
Ч
Л
|
Я
е
О
с
ч
и
п
ч
о
С
П
о
о
с
ч
Г
"
©
ф
©
'
ф
§
с
в
е
s
в
о
X
а
.
с
о
2
•
н
о
о
о
о
©
-
—
с
ч
с
ч
Л
о
ф
2
Е
С
П
с
в
ф
.
S
’
d
£
£
*
О
к
«
S
'
и
О
а
д
о
(
Ч
«
в
©
С
ч
к
н
.
•
н
©
«
п
3
«
н
С
в
С
П
С
ч
с
ч
4
0
о
о
к
п
»
н
с
ч
X
»
О
X
с
в
С
Ч
<
О
■
ч
г
С
П
е
л
о
1
с
ч
н
»
Р
Q
«
S
о
>
г
*
©
К
Н
4332
©
©
Г
*
о
Баррел
за суп
100 ОС
с
ч
г
*
*
317
159
с
ч
с
ч
Ч
Э
г
*
»
г
-
с
ч
ч
*
о
о
4
0
о
с
ч
с
ч
©
К
Г
)
с
ч
к
п
с
п
о
©
54 14
20 50
ю
о
m
С
Ч
ч
о
е
й
С
П
<
4
f
c
<
н
©
©
.
к
/
^
о
о
с
Г
о
©
о
с
ч
с
ч
г
*
-
’
«
н
57
©
с
ч
о
и
о
о
О
•
0
а
о
о
Ч
Г
’
З
*
С
П
т
Г
Г
“
о
г
-
К
Н
г
-
с
ч
1
с
ч
с
и
0
5
с
ч
1
1
о
о
J
S
о
о
1
г
*
Т
Г
0
С
П
п
1
С
Ч
г
-
©
г
-
с
П
С
П
ч
Г
X
1
)
о
о
с
ч
г
ч
т
Г
т
г
С
П
С
в
Г
Н
m
а
е
f
t
C
U
0
f
t
f
t
f
t
А
А
0
•
О
о
К
Н
©
f
t
f
t
©
о
ш
с
ч
<
Н
к
н
О
о
о
С
П
К
Н
4
0
©
р
©
о
о
1
•
b
h
5
С
t
г
*
и
o
'
1
©
§
о
’
1
*
1
V
T
и
'0 81
350-
400-
525-
>65
Bcei
>65
650-

4
.
6
.
П
р
а
к
т
и
ч
е
с
к
и
й
п
р
и
м
е
р
:
н
е
ф
т
е
п
е
р
е
г
о
н
н
ы
е
у
с
т
а
н
о
в
к
и
1
1
5
3315
I
5757
\
о
0
0
ч
г
Г
"
»
—
1
о
Г
о
\
о
\
ф
о
о
о
'
г
ч
с
П
о
о
е
м
O
s
1
—
1
\
о
о
ш
<
—
•
г
*
>
0
4
ш
O
s
©
1
Г
)
г
м
е
ч
г
*
m
с
о
о
т
г
"
ч
о
i
n
г
-
i
n
о
о
’
■
t
f
'
С
П
г
*
©
г
*
ч
э
о
ш
о
о
и
э
\
о
о
I
T
?
о
о
и
ч
о
ч
>
1
П
1
и
«
п
\
о
ч
о
i
n
о
.
Л
о
ш
Ц
.
о
о
1
©
ш
©
г
Q
i
n
О
О
О
л
0

116
Глава 4. Перегонка нефти
объемный выход получается равным 100,6 %. Это допустимо, так как при смешива­
нии нефтяных фракций происходит уменьшение объема; как следствие, некоторые
нефти могут давать жидкие продукты (точнее, жидкие эквиваленты продуктов, так
как С4 и более легкие продукты при температуре 60 °F (16 °C) и атмосферном дав­
лении не являются жидкостями) с суммарным объемом до 103 % от объема нефти.
В табл. 4 .8 приведены материальный баланс и расход энергоносителей.
6. При переработке нефтей, содержащих значительные количества серы ^или
азота, для каждой установки необходимо составить балансы соответственно того или
другого. Нефть месторождения Норт -Слоуп содержит достаточно много серы, поэ­
тому требует составления баланса последней. Баланс азота не составлен, так как ана­
лиз показывает отсутствие этого элемента. Принимается, что нефть из Норт-Слоуп
аналогична нефтям, представленным на рис. 4.3.
ЗАДАЧИ
1. Используя данные табл. 4 .2, указать, как используется каждый из продуктов пе­
регонки (как сырье для дальнейшей переработки или как продукт).
2. Рассчитать в БТБ (1 БТЕ = 0,25 ккал) количество теплоты, необходимое для на­
гревания 100 тыс. баррелей нефти от 60 °F (15,6 ’С) до 806 °F (430 °C) в печи установ­
ки атмосферной перегонки.
Принимая тепловой КПД печи равным 73 %, вычислить, сколько баррелей оста­
точного нефтяного топлива с удельным весом 13,0 “APIпотребуется сжигать для ат­
мосферной перегонки одного барреля нефти.
3. Рассчитать температуру на выходе печи установки атмосферной перегонки, не­
обходимую для испарения 30 % нефти в эвапорационной секции колонны.
4. Определить удельный вес в °АР7, характеристический коэффициент и темпера­
туру нижнего продукта из задачи 3.
До какой температуры нагревалась нефть, подаваемая в печь, если остаток атмо­
сферной перегонки, используемый как источник тепла в теплообменниках предва­
рительного подогрева нефти, отбирается при температуре 100 °F (38 °C)? (Принять
температуру нефти на входе в установку равной 60 °F, или 15,6 °C).
5. Нефть, покидающая теплообменники предварительного подогрева (см. зада­
чу 4), была частично испарена в испарительной камере, а жидкость из этой камеры
подогрета в печи до 752 °F (400 °C). Вычислить процент исходного нефтяного сырья
в остатке колонны атмосферной перегонки.
6. Температура нефти на выходе из печи установки атмосферной перегонки
равна 752 °F (400 °C), а давление в зоне испарения — 1 атм (101 кПа). Вычислить тем­
пературу в зоне испарения и объемный процент испаренной нефти.
7. Нефть, рассмотренная в задаче 5, подогревается в теплообменниках предвари­
тельного подогрева до 527 °F (275 °C) и частично испаряется в испарительной камере,
после чего жидкая фракция из камеры подогревается в печи до 752 °F (400 °C). Дав­
ление в зоне испарения ректификационной колонны равно 1 атм (101 кПа). Вычис­
лить суммарный объемный процент нефти, испаряющейся в испарительной камере
и в колонне.

Литература
117
ЛИТЕРАТУРА
1. Nelson, W.L ., Fombona, G.T ., and Cordero, L.J., Proc. Fourth World Pet. Congr., Sec. V/A,
pp. 13-23,1955.
2. Kutler, A.A., Petro/Chem. Eng. 41(5), pp. 9-11, 1969.
3. Kutler, A.A, Heat Eng. 44(8), pp. 135-141,1970.
4. Lee, C., Hydrocarbon Process. 69(5), pp. 69-71,1990.
5. Nelson, W.L ., Petroleum Refinery Engineering, 4th ed., McGraw-Hill Book Co., New York,
1958, p. 232.
6. Ibid, p. 228.
7. Oil Gas J. 67(40), p. 91,1969; 69(20), pp. 124 -131,1971.

Глава 5. Коксование
и другие термические
процессы
Тяжелые остатки перегонки доставляют все больше проблем для нефтеперераба­
тывающих заводов (НПЗ), так как доля тяжелых нефтей в номенклатуре сырья растет,
а рынок тяжелых остаточных нефтяных топлив сокращается. Тяжелые остаточные
топлива издавна используют для выработки электроэнергии и покрытия энергети­
ческих потребностей тяжелой промышленности, но жесткие экологические ограни­
чения вынудили многих потребителей перейти на природный газ. По этой причине
увеличение содержания тяжелых остатков в нефти сильно затрудняет экономиче­
скую эффективность их утилизации. В этой связи все большее внимание привлекает
процесс коксования, превращающий тяжелое сырье в твердый кокс и более низко-
кипящие углеводородные продукты. Эти продукты пригодны в качестве сырья для
других процессов нефтепереработки, предназначенных для выработки ценных мо­
торных топлив.
С точки зрения химии реакций коксование можно рассматривать как процесс глу­
бокого термического крекинга, одним из конечных продуктов которого является
кокс, состоящий преимущественно из углерода. На деле образующийся кокс содер­
жит также некоторое количество летучих веществ и высококипящих углеводородов.
Для удаления летучих веществ его прокаливают при температурах от 1800 до 2400 °F
(от 980 до 1315 °C). Даже после прокаливания в коксе остаются небольшие количе­
ства водорода. Это послужило причиной появления теории, согласно которой кокс
на самом деле является полимером.
Коксование применяли преимущественно в целях получения газойля, пригодно­
го в качестве сырья для каталитического крекинга. Это снижало скорость закоксо­
вывания катализатора и повышало пропускную способность установки крекинга.
Сокращался также выход малоценного остаточного топлива. Дополнительным преи­
муществом было снижение содержания металлов в сырье каталитического крекинга.
В последние годы коксованием перерабатывают также тяжелые газойли каталити­
ческого крекинга и очищенный от катализатора остаток каталитического крекинга
в псевдоожиженном слое (FCC), получая из него сырье для гидрокрекинга и каче­
ственный игольчатый кокс [1,2]. На установках замедленного коксования перераба­
тывают и каменноугольный пек [3].

5.1. Типы нефтяного кокса , его свойства и области применения
119
Замедленное коксование описывается в разделах 5.2, 5.3. Это наиболее распро­
страненный способ коксования. В разделах 5.4—5 .7 описываются процессы непре­
рывного коксования в кипящем слое кокса (флюидкокинг), а также с газификацией
кокса (флексикокинг). Эти процессы, протекающие в псевдоожиженном (кипящем)
слое, разрабатывались и совершенствовались компанией ExxonMobilв течение 40 лет;
теперь их широко применяют на многих НПЗ разных стран [2,4].
5.1. ТИПЫ НЕФТЯНОГО КОКСА, ЕГО СВОЙСТВА
И ОБЛАСТИ ПРИМЕНЕНИЯ
В зависимости от процесса переработки, его условий и свойств сырья получают
несколько видов нефтяного кокса. Любая установка коксованиядает так называемый
«зеленый» кокс, содержащий высокомолекулярные углеводороды и органические
соединения (в которых присутствует некоторое количество водорода), остающие­
ся в нем вследствие неполного коксования. Эти неполностью карбонизированные
соединения называют (за исключением влаги) летучими веществами кокса. Кокс
топливного назначения реализуют в необработанном (сыром) виде. Кокс, из кото­
рого изготавливают аноды для производства алюминия и электроды для сталели­
тейной промышленности, прокаливают при температурах от 1800 до 2400 ’F (от 980
до 1315 °C), чтобы завершить реакции карбонизации и снизить содержание летучих
веществ до очень низкого уровня.
Установки^замедленного коксования дают большей частью кокс в виде твердых
пористых кусков неправильной формы размерами от 20 дюймов (50 см) до коксовой
мелочи. Такой кокс называют губчатым, так как по внешнему виду он напоминает
губку черного цвета.
Другой вид нефтяного кокса, который производят во все больших количе­
ствах, — игольчатый. Он получил это название из-за своей структуры, состоящей
из микрокристаллов удлиненной формы. Игольчатый кокс производят из высоко­
ароматичного сырья (рецикловые газойли FCC и др.) в условиях высоких давлений
(100psig (690 кПа)) и кратности рециркуляции (1:1). При производстве электродов
предпочитают использовать игольчатый кокс, так как его удельное электрическое
сопротивление и коэффициент температурного расширения меньше, чем у губча­
того кокса.
Иногда непреднамеренно производится и третий вид кокса. Его называют кок­
совым орехом, так как он состоит из слипшихся шариков размером с орех. Такой
кокс вырабатывается при нарушениях нормального процесса коксования либо
при переработке очень тяжелых остатков нефтей таких марок, как канадская, ка­
лифорнийская или венесуэльская. Шарики могут слипаться в агломераты больших
размеров (более 12 дюймов, или 30 см), достаточных для закупоривания выгрузоч­
ных люков коксовых камер. Коксовый орех дают также некоторые высокосерни­
стые остатки [6]. Коксовый орех — нежелательный продукт, так как он не обладает
ни высокой удельной поверхностью губчатого кокса, ни характерными для иголь­
чатого кокса свойствами, позволяющими использовать последний для изготовле­
ния электродов.

120
Глава 5. Коксование и другие термические процессы
Нефтяной кокс используют главным образом в следующих целях:
1) как топливо;
2) как материал для изготовления анодов, предназначенных для производства
алюминия электролитическим восстановлением;
3) как источник углерода в производстве элементарного фосфора, карбида каль­
ция и карбида кремния;
4) как материал для изготовления электродов для электрических печей, применя­
емых в производстве стали, элементарного фосфора, двуокиси титана, карбида каль­
ция и карбида кремния;
5) для производства графита.
В табл. 5.1 и 5.2 перечислены характеристики нефтяного кокса и основные на­
правления его применения по типам и процессам получения.
Характеристики нефтяного кокса
Таблица 5.1
Процесс
Тип кокса
Характеристики
Замедленное
коксование
Губчатый
КОКС
Губчатый вид
Большая удельная поверхность
Меньшее содержание примесей
Высокое содержание летучих веществ
Высокая величина HGT (~ 100 [22])
Типичный размер кусков от 0 до 6 дюймов (от 0 до 15 см)
Коксовый
орех
Получается в виде шариков
Меньшая удельная поверхность
Меньшее содержание летучих веществ
Меньшая величина HGF (< 50)
Склонен к агломерации
Игольчатый
кокс
Игольчатый вид
Низкое содержание летучих веществ
Высокое содержание углерода
Коксование
в псевдоожижен­
ном слое кокса
Кокс флюид-
кокинга
Низкой содержание летучих веществ
Повышенный уровень содержания примесей
Низкая величина HGF (< 40)
Похожие на песок частицы черного цвета
Флексикокинг Кокс флекси-
кокинга
Наивысшее содержание металлов
80 % частиц проходят через сито No 200
‘ Индекс размалываемости по Хардгрову.
Источник: см. [5].

5.1. Типы нефтяного кокса , его свойства и области применения
121
Типичные направления использования кокса
Таблица 5.2
Направление
применения
Тип кокса
Состоя­
ние
Конечное предназначение
Источник
углерода
Игольчатый
Прока-
ленный
Производство электродов
Производство синтетического графита
Губчатый
Тоже Изготовление анодов для производства
алюминия
Производство пигментов из двуокиси титана
Концентратор углерода Carbon raiser
Тоже
Зеленый Производство карбида кремния
Литейные производства
Коксовые печи
Применение
топлива
Губчатый
Зеленый
кусковой
Отопление помещений (в Европе и Японии)
Тоже
Зеленый Топливо для промышленных котлов
Коксовый орех
Тоже Топливо в сфере коммунальных услуг
Кокс флюидкокинга
Топливо для теплоэлектростанций
Кокс флексикокинга
Производство извести
Производство цемента
Источник: csf [5].
Следует заметить, что прочность нефтяного кокса недостаточна для использова­
ния его ни в доменных печах для выплавки чугуна, ни в качестве литейного кокса.
В этих целях обычно используют каменноугольный кокс. В табл . 5.3 приведены ти­
пичные свойства нефтяного кокса и требования, предъявляемые к коксам анодного
и электродного качества.
Ъшнчные свойства кокса
Таблица 5.3
Губчатый кокс
для анодов
Игольчатый
электродный кокс
Прокаленный кокс:
содержание влаги, %масс.
<0,5
<0,5
содержание летучих веществ, %масс.
0,5
содержание серы, %масс.
<3,0
<1,5
Содержание металлов, мг/кг:
V
<350
Ni
<300
Si
<150
Fe
<270

122
Глава 5. Коксование и другие термические процессы
Окончание табл. 5.3
Губчатый кокс
для анодов
Игольчатый
электродный кокс
Плотность, г/см5:
истинная при размере частиц 200 меш
насыпная
2,04-2,08
>0,80
>2,12
Коэффициент теплового расширения, 1/“Сх 107
<40
<4,0
Сырой кокс,
%масс.
После прокаливания,
%масс.
Содержание, %масс.:
влаги
летучих веществ
углерода
золы
2-4
7-10
85-91
0,5-1,0
2-3
>95
1-2
Содержание серы в нефтяном коксе зависит от ее содержания в сырье коксования.
Обычно оно составляет от 0,3 до 1,5 %масс., но иногда может доходить до 8 %масс.
Прокаливание не оказывает существенного влияния на содержание серы.
5.2. ЗАМЕДЛЕННОЕ КОКСОВАНИЕ
Далее рассматривается традиционная схема замедленного коксования, показан-
Рис. 5.1. Установка замедленного коксования

5.2. Замедленное коксование
123
Процесс замедленного коксования был разработан с целью снизить объемы вы­
работки остаточного нефтяного топлива термическим крекингом такого сырья, как
вакуумные остатки, ароматические газойли и гудроны. На первых порах глубокий
термический крекинг такого сырья сопровождался нежелательным закоксовывани­
ем печей. В ходе развития процессов коксования было установлено, что печи можно
сконструировать так, чтобы нагревать остаточное сырье выше температуры коксо­
вания, не допуская образования значительных количеств кокса в печах. Для этого
сырье должно проходить через печь с высокой скоростью (т. е. время пребывания
сырья в печи должно быть минимальным). Эта задача была решена применением те­
плоизолированных камер, в которых сырье пребывает в течение времени, достаточ­
ном для коксования; отсюда и происходит термин замедленное коксование.
Температура на выходе печи составляет обычно от 900 до 930 Т (от 482 до 500 ’С).
Чем она выше, тем вероятнее образование коксового ореха и тем короче циклы рабо­
ты печи между остановками для очистки ее от кокса. Как правило, трубы печи при­
ходится очищать от кокса каждые 3—5 месяцев.
Горячее свежее жидкое сырье подают непосредственно в печь либо в зону колон­
ны фракционирования, расположенную на две-три тарелки выше основания испа­
рительной зоны. Если сырье подают непосредственно в печь, такой режим работы
установки часто называют режимом с нулевой рециркуляцией, хотя рециркуляция
в определенной степени все же происходит.
Подача свежего сырья в колонну фракционирования дает следующие преимущества.
1. Горячие пары из коксовой камеры охлаждаются холодным жидким сырьем. Это
предотвращаетксколько-нибудь существенное коксообразование в колонне; одно­
временно также конденсируется часть тяжелых фракций, которые являются рецир-
кулятом.
2. Из свежего жидкого сырья отгоняются все фракции, которые недостаточно тя­
желы для переработки в коксовой камере.
3. Свежее жидкое сырье получает дополнительный подогрев, что повышает энер­
гетический КПД процесса.
Пары из коксовой камеры подают в нижнюю часть колонны фракционирова­
ния. Эти пары состоят из водяного пара и продуктов реакций термического крекин­
га — газа, бензиновых фракций и газойлей. Пары поднимаются вверх, проходя через
упомянутые выше охлаждающие тарелки. В колонне обычно имеются две -три допол­
нительные тарелки между зоной подачи свежего сырья и тарелкой отбора газойля.
Эти тарелки орошают частично охлажденным газойлем, чтобы точно контролиро­
вать верхнюю границу отбора газойля и снизить до минимума унос или рециркуля­
цию свежего сырья в отбираемый газойль.
Газойль отбирается по традиционной схеме, предусматривающей отпарную ко­
лонну с 6—8 тарелками. Под нижнюю тарелку этой колонны подают водяной пар для
испарения легких фракций и контроля начальной температуры кипения газойля.
Пар и испаренные легкие фракции сверху отпарной колонны возвращают в ко­
лонну фракционирования в точку, расположенную на одну-две тарелкивышетарелки
отбора газойля. С тарелки отбора газойля отбирают также циркуляционное ороше­
ние, чтобы утилизировать в теплообменнике теплоту более горячих продуктов и све­
сти к минимуму количество теплоты, отводимой верхним конденсатором. Это тепло

124
Глава 5. Коксование и другие термические процессы
обычно не удается утилизировать теплообменом, и оно выбрасывается в атмосферу
воздушными холодильниками или через аппараты водяного охлаждения.
Между тарелкой отбора газойля и тарелкой отбора бензиновых фракций (или
верха колонны) обычно располагается от восьми до десяти тарелок. Если бензино­
вые фракции отбираются в виде бокового погона, выше тарелки их отбора нужны до­
полнительные тарелки.
Основные критерии проектирования установок коксования можно найти в техни­
ческой литературе [7, 8].
5.2.1. Выгрузка кокса при замедленном коксовании
После того как работающая коксовая камера заполнится до безопасного уровня, по­
дачу сырья из печи переключают на порожнюю камеру. Заполненную коксом камеру
изолируют, пропариваютдля удаления остатков углеводородных паров, охлаждают за­
полнением водой, сливают воду, снимают верхний и нижний люки и вырезают кокс.
На некоторых установках кокс выгружают механическимибурами и расширителя­
ми, но в большинстве случаев применяют гидравлическую систему выгрузки [9]. Она
заключается в вырезании кокса струями воды высокого давления (от 2000 до 4500psig
(от 13,8 до 31,0 МПа)) из сопел инструмента (гидрорезака), который, вращаясь, по­
гружается в слой кокса. Сначала специальным инструментом вырезают по всей тол­
щине слоя отверстие небольшого диаметра (от 18 до 24 дюймов (от 45 до 60 см)),
называемое направляющей скважиной. Оно необходимо для введения гидрорезака
и отвода вырезанного кокса и воды.
Затем из камеры вырезают основную массу кокса, начиная обычно снизу. В не­
которых случаях предпочитают начинать вырезание сверху, чтобы исключить воз­
можность падения больших кусков кокса, которые могут вызвать заклинивание
гидрорезака или осложнить дальнейшую переработку. Сегодня некоторые операторы
установок коксования используют метод послойной вьпрузки, когда механический
бур с вращающимся гидрорезаком периодически перемещают от верха до основания
слоя и обратно; кокс при этом вырезается по направлению от центра к стенкам ка­
меры. Такой способ сокращает время вырезания, дает меньше коксовой мелочи и ис­
ключает проблемы заклинивания бура.
Кокс можно выгружать прямо в железнодорожные вагоны. В другом варианте
кокс из-под основания камеры отводят в амбар, а оттуда перемещают на бетониро­
ванную площадку обезвоживания. Стекающая вода повторно используется для выре­
зания кокса. Ленточный транспортер перемещает кокс и подает в его хранилище или
на установку прокаливания. Иногда кокс укладывают или перекачивают в виде во­
дной суспензии в отвалы.
5.3. РАБОТА УСТАНОВКИ ЗАМЕДЛЕННОГО
КОКСОВАНИЯ
Как указывалось выше, коксовые камеры периодически заполняются и опо­
рожняются. Оборудование фракционирования работает в непрерывном режиме .

5.3. Работа установки замедленного коксования
125
Обычно установки коксования имеют две камеры, но не являются редкостью и уста­
новки с четырьмя камерами. Наиболее распространен следующий график работы
установки:
Операция
Длительность, часов
Заполнение рабочей камеры коксом
24
Переключение на порожнюю камеру и пропаривание заполненной
3
Охлаждение
3
Слив воды
2
Открытие люков и выгрузка кокса
5
Закрытие люков и опрессовка
2
Разогрев
7
Резервное время
2
Всего
48
Операторы установок коксования могут увеличивать пропускную способ­
ность сокращением циклов работы камер. Конструктивные параметры позволя­
ют увеличить пропускную способность на 20 % сокращением циклов работы с 24
до 20 часов [10]; сравнительно несложная реконструкция позволит сократить ци­
клы до 9—12 часов. Сокращение циклов обычно означает меньший выход жидких
продуктов, так как во избежание высоких скоростей движения пара и перегрузки
колонны фракционирования и компрессора чаще всего приходится увеличивать
давление в коксовых камерах и колонне фракционирования. Уменьшение длитель­
ности циклов может стать причиной сокращения срока службы камер, поскольку
из-за ускорения температурных циклов возрастают напряжения в конструкцион­
ных материалах. В одном из случаев сокращение цикла коксования с 21 до 18 ча­
сов привело куменьшению остаточного срока службы камер примерно на 25 % [10].
Основными независимыми рабочими параметрами в замедленном коксовании
являются температура на выходе печи, давление в колонне фракционирования, тем­
пература паров, поднимающихся к тарелке отбора газойля, и содержание в сырье
свободного углерода, определяемое методами испытания на коксовый остаток (кок­
суемость) по Конрадсону или Рамсботгому (табл. 5 .4). Как и следовало бы ожидать,
повышение температуры на выходе печи ускоряет реакции крекинга и коксования,
увеличивает выход газа, бензиновых фракций и кокса и уменьшает выход газойля.
Такой же эффект оказывает повышение давления в колонне фракционирования.
Эго обусловлено тем, что увеличивается количество рециркулята, конденсирующе­
гося в колонне и возвращаемого в печь и коксовые камеры. Для достижения требуе­
мой конечной температуры отбора регулируют температуру паров, поднимающихся
к тарелке отбора газойля. Повышение этой температуры увеличивает количество от­
бираемых тяжелых фракций в газойле и уменьшает количество рециркулята, возвра­
щаемого в печь.

126
Глава 5. Коксование и другие термические процессы
Связь между рабочими параметрами при замедленном коксовании
Таблица 5.4
Независимые параметры
Температура
навыходе
печи
Давление
в колонне
фракциони­
рования
Температура паров,
поднимающихся
ктарелке отбора
газойля
Коксовый
остаток
сырья3
Выход газа
+
-
+
-
-
+
—
+
Выход бензиновых фракций
+
-
+
—
-
+
+
-
Выход кокса
+
-
+
-
-
+
+•
-
Выход газойля
-
+
—
+
-
+
+
-
Конечная точка кипения газойля 6
б
-
+
+
-
б
б
Содержание металлов в газойле б б
—
+
+
—
6
б
Содержание металлов в коксе
б
б
-
—
+
б
б
Количество рециркулята
б
6
+
—
—
+
б
б
а Определяется по методу испытания на коксовый остаток по Конрадсону (ASTM).
6 Температура на выходе из печи и величина коксового остатка не оказывают существенно­
го независимого влияния на эти параметры.
Бензиновые фракции можно разделить на легкую и тяжелую. Легкую фракцию,
подвергнутую удалению серы и насыщению олефинов гидроочисткой, изомеризуют
для повышения октанового числа или непосредственно добавляют в готовый бен­
зин. Тяжелую фракцию гидроочищают и подают на установку риформинга . Типич­
ная структура выхода бензиновых фракций выглядит следующим образом:
• легкие бензиновые фракции — 35,1 %об., удельный вес 65 °АРГ,
• тяжелые бензиновые фракции — 64,9 %об., удельный вес 50 °АР1.
Газойль перед дальнейшей переработкой обычно разделяют на легкую и тя­
желую фракции. Легкая фракция может служить сырьем для гидрокрекинга или,
после гидроочистки, для FCC. Тяжелую фракцию используют как тяжелое не­
фтяное топливо (или, после гидроочистки, как сырье для FCC) либо направляют
в колонну вакуумной перегонки. Структура выхода газойля имеет примерно сле­
дующий вид:
• легкий газойль коксования — 67,3 %об., удельный вес 30 °АРГ,
• тяжелый газойль коксования — 32,7 %об., удельный вес -13 °АР1.
Эти цифры получены на основании зависимостей между фактическими эксплу­
атационными данными и данными опытной установки. Величины, определяемые
по этим соотношениям, достаточно точны для использования в первичных эконо­
мических оценках (расчет выхода при известном значении коксуемости по Конрад­
сону представлены в табл. 5 .5); однако при реальном проектировании конкретной
установки коксования величины выхода следует определять по данным эксплуата­
ции опытной установки.

5.3. Работа установки замедленного коксования
127
Таблица 5.5
Расчет величин выхода при известном значении коксуемости по Конрадсону
Продукт
Расчетная величина выхода
Кокс, %масс.
1,6 (коксуемость по Конрадсону’)
Газ (С^), %масс.
7,8 + 0,144 (коксуемость по Конрадсону’)
Бензин, %масс.
11,29 + 0,343 (коксуемость по Конрадсону’)
Газойль, %масс.
100-Кокс —Газ
—
Бензин
Бензин, %об.
(Бензин, %масс.)[186,5/(131,5 + °ЛР2)]6
Газойль, %об.
(Газойль, %масс.)[155,5/(131,5 + %Р7)]6
• Используется фактическая величина коксового остатка по Конрадсону, если онаизвестна.
6 Все величины удельного веса в "APIотносятся к свежему сырью, поступающему в установ­
ку коксования.
Примечание. Зависимости для выхода основаны на следующих условиях:
1. Давление в коксовой камере от 35 до 45 psig (от 0,245 до 0,315 МПа).
2. Сырьем является прямогонный остаток.
3. Конечная температура отбора газойля составляет от 875 до 925 Т (468-496 ’С).
4. Конечная температура отбора бензина составляет 400 °F (204 °C).
Во всех случаях значения массового и объемного выхода в процентах основаны
на чистой величине удельного веса (плотности) свежего сырья, поступающего на уста­
новку коксования, которая обычно не бывает больше 18 "API. Приведенные зависи­
мости будут существенно другими, если сырье коксования отлично от прямогонных
остатков. Значащие цифры в числовых значениях приведенных зависимостей не оз­
начают высокую степень точности, а имеют целью лишь сведение массового баланса.
В табл. 5.6 и 5.7 приведена типичная структура выхода продуктов коксования для
остатков нефтей Восточного Техаса и Уилмингтона. На рис. 5.2 показаны капиталь­
ные затраты по состоянию на 2005 год на установки замедленного коксования для
региона североамериканского побережья Мексиканского залива. В табл. 5.8 и 5.9 со­
держатся данные по типичному составу газа и распределению серы и азота в продук­
тах замедленного коксования. Расход энергоносителей приведен в табл. 5.10.
Выход продуктов коксования (остатки нефтей Восточного Техаса)
Таблица 5.6
Продукт
Расчетная величина выхода
Кокс, %масс.
45,76 — 1,78х°АРГ
Газ (С4), %масс.
11,92-0,16х°ЛР/
Бензиновые фракции, %масс.
20,5 —0,36х’АРГ
Газойль, %масс.
21,82 + 2,30х°ЛР/
Бензиновые фракции, %об.
(131,5 + °ЛР7)186,5 (бензин, %масс.)
Газойль, %об.
(131,5 + °АРГ) 155,5 (газойль, %масс.)

128
Глава 5. Коксование и другие термические процессы
Выход продуктов коксования (остатки нефтей Уилмингтона)
Таблица 5.7
Продукт
Расчетная величина выхода
Кокс, %масс.
39,68 -1,60х ‘API
Газ (С4), %масс.
11,27 — 0,14х’ЛР/
Бензиновые фракции, %масс.
20,5- 0,36 *°ЛР1
Газойль, %масс.
28,55 + 2,10х-ЛР/
Бензиновые фракции, %об.
[186,5/(131,5 + ”АИ)] (бензин, %масс.)
Газойль, %об.
[155,5/(131,5 + °АР1)1(газойлъ, %масс.)
Рис. 5 .2. Капитальные затраты на установки замедленного коксования для условий северо­
американского побережья Мексиканского залива по состоянию на 2005 год (см. табл . 5.10).

5.3. Работа установки замедленного коксования
129
Типичный состав газа замедленного коксования (без учета серы)
Таблица 5.8
Компонент
Содержание, %мол.
Метан
51,4
Этилен
1,5
Этан
15,9
Пропилен
3,1
Пропан
8,2
Бутилен
2,4
Изобутан
1,0
Нормальный бутан
2,6
Нз
13,7
со2
0,2
Всего
100,0
Примечание. Молекулярная масса равна 22,12.
Распределение серы и азота в продуктах замедленного коксования
(относительно их содержания в сырье коксования)
Таблица 5.9
Продукт коксования
Сера, %
Азот, %
Газ
30
—
Легкая бензиновая фракция
1,7
Тяжелая бензиновая фракция
з,з
1
Легкий газойль коксования
15,4
2
Тяжелый газойль коксования
19,6
22
Кокс
30
75
Всего
100
100
Затраты на установки замедленного коксования
Таблица 5.10
Вид затрат
Сумма
Учтенные затраты:
1) колонна фракционирования для отбора бензиновых фракций, а также лег­
кого и тяжелого газойля;
2) оборудование для гидравлической выгрузки кокса;
3) обезвоживание кокса, дробление на куски размерами менее 2 дюймов (5 см)
и разделение кусков размерами меньше 1/4 дюйма (0,6 см) и больше 1/4 дюйма
(0,6 см);

130
Глава 5. Коксование и другие термические процессы
Окончание табл. 5.10
Вид затрат
Сумма
4) трое суток хранения кокса в крытом хранилище;
5) коксовые камеры, рассчитанные надавления от 50 до 60 psig (от 345 до 415 кПа);
6) конденсация промывочной воды и очистка сточных вод;
7) теплообменники для охлаждения продуктов до температуры окружающей среды
Неучтенные затраты:
1) оборудование для извлечения легких фракций;
2) удаление серы из легких фракций;
3) очистка продуктов;
4) охлаждающая вода, лар и энергоснабжение;
5) компримирование отходящего газа
Расход энергоносителей:
пар, фунтов (кг) на тонну кокса
электроэнергия, кВтч (МДж) на тонну кокса
*
охлаждающая вода (ДТ= 30 °F (0 °C)), галлонов на баррель сырья (м3 на 1 м3 сырья)
топливо, млн БТЕ на баррель сырья (МДж на 1 м3 сырья)6
700 (318)
30(108)
70(1,7)
0,14(23,5)
* Включая электродвигатель для привода насоса гидравлической выгрузки кокса.
6 Исходя из разогрева свежего сырья от температуры 600 °F (316 °C) и низшей теплотворной
способности топлива с учетом энергетического КПД печи.
Примечание. См . рис . 5.2.
5.4. ФЛЕКСИКОКИНГ
На рис. 5.3 показана схема процесса флексикокинга [11].
В процесс подают любое тяжелое сырье: например, вакуумный остаток, каменноу­
гольный пек, сланцевую нефть или продукт, добываемый из битуминозных песчани­
ков. Сырье подогревают примерно до 600—700 °F (315—370 ’С) и через форсунки вводят
в реактор, пае оно контактирует с кипящим слоем кокса. Горячий кокс возвращают
из подогревателя в реактор со скоростью, достаточной для поддержания температуры
в слое в интервале 950—1000 °F (510—540 °C). Тепловая потребность, складывающаяся
из теплосодержания сырья, теплоты его испарения и теплоты эндотермической реак­
ции крекинга, покрывается за счет циркуляции кокса из подогревателя.
Газообразные продукты крекинга проходят через центробежные сепараторы (ци­
клоны) в головной части реактора, где от них отделяется большая часть захваченных
частиц кокса (центробежные сепараторы эффективно отделяют частицы размера­
ми до 7 микрон; при меньших размерах частиц эффективность отделения быстро
падает), и затем охлаждаются в скруббере, также расположенном вверху реактора.
В скруббере конденсируется и затем возвращается в реактор часть высококипящих
(> 925 °F (> 495 °C)) паров крекинга. Остаток паров поступает в колонну фракциони­
рования, где разделяется на фракции. Рециркулирующий газойль, проходящий через

5
.
4
.
Ф
л
е
к
с
и
к
о
к
и
н
г
1
3
1
Продукты в колонну
фракционирования
Рис. 5 .3 . Упрощенная схема установки флексикокинга

132
Глава 5. Коксование и другие термические процессы
отбойные перегородки скруббера, обеспечивает быстрое охлаждение паров и способ­
ствует дальнейшему отделению захваченных частиц кокса.
Кокс, образующийся при крекинге, отлагается в виде тонкой пленки на поверхно­
сти уже существующих частиц кокса в кипящем слое. Кокс отгоняют паром в отпарной
нижней секции реактора, чтобы предотвратить унос других продуктов реакции кок­
сом, покидающим реактор. Из реактора кокс поступает в подогреватель, где вновь на­
гревается примерно до 1100 °F (593 °C). В подогревателе кокс также образует кипящий
слой. Первичная функция подогревателя — передача тепла от газогенератора реактору
Кокс из подогревателя поступает в кипящий слой газогенератора, где реагирует
с воздухом и паром, образуя топливный газ, состоящий из СО, Н2, СО2 и Nr Сера
кокса превращается в основном в сероводород (H2S) и небольшие количества COS,
а азот переходит в NH3 и N2. Газ из головной части газогенератора подается в основа­
ние подогревателя, где аэрирует слой кокса и передает теплоту, необходимую для ре­
актора. Тепловая потребность реактора покрывается за счет рециркуляции горячего
кокса из газогенератора в подогреватель.
Систему можно спроектировать и эксплуатировать в расчете на газификацию
от 60 до 97 % всего кокса, производимого реактором. Заряд кокса поддерживается
за счет подачи чистого кокса из подогревателя.
Коксовый газ, покидающий подогреватель, охлаждается в парогенераторе-реку­
ператоре, после чего проходит через внешние циклоны и мокрый скруббер Вентури.
Коксовая мелочь, собирающаяся в скруббере, и кокс, сбрасываемый из подогревате­
ля, образуют общий выход кокса, содержащий в себе практически все металлы и золу
из сырья реактора.
После улавливания захваченной коксовой мелочи коксовый газ перерабатывают
в установке Стретфорда, чтобы удалить из него сероводород, и используют как нефте­
заводское топливо. Нижняя теплотворная способность очищенного топливного газа
значительно меньше, чем у природного (100—130 БТЕ/н. куб. фут (3,0—3,9 кДж/н. м3)
по сравнению с 900—1000 БТЕ/н. куб . фут (27,1-30,1 кДж/н. м3)), поэтому для его эф­
фективного сжигания может потребоваться изменение конструкции котлов и печей.
5.5. ФЛЮИДКОКИНГ
Флюидкокинг — это упрощенный вариант флексикокинга. В этом процессе сжи­
гается ровно столько кокса, сколько нужно для покрытия тепловой потребности
реактора и предварительного подогрева сырья. Обычно это 20—25 % всего кокса,
производимого реактором. Остальную часть кокса не газифицируют, как в процессе
флексикокинга, а отбирают из коксонагревателя. Таким образом, на установке флю-
идкокинга работают лишь два кипящих слоя: в реакторе и в коксонагревателе.
Основное преимущество установки флексикокинга (см. рис . 5.3) по сравнению
с более простой установкой флюидкокинга — это то, что большая часть теплоты сго­
рания кокса извлекается в виде малосернистого топливного газа, для сжигания кото­
рого не требуется оборудование дляулавливания SO2 из дымовых газов, в то время как
такое оборудование потребовалось бы для прямого сжигания в котле кокса с содер­
жанием от 3 до 8 %масс. серы . Кроме того, коксовым газом можно заменить жидкие

5.6. Выход продуктов процессов флексикокинга и флюидкокинга
133
и газообразные углеводородные топлива для технологических печей НПЗ: его необя­
зательно сжигать исключительно в котлах, как в случае флюидкокинга.
5.6. ВЫХОД ПРОДУКТОВ ПРОЦЕССОВ
ФЛЕКСИКОКИНГА И ФЛЮИДКОКИНГА
Как и в случае замедленного коксования, структуру выхода продуктов процес­
сов коксования в псевдоожиженном слое можно более или менее точно предсказать
лишь исходя из данных работы опытной установки на предполагаемом сырье. Све­
дения о типичной структуре выхода для различных видов сырья может предоставить
поставщик технологии коксования. Сравнительные структуры выхода для одного
из видов сырья показаны в табл. 5 .11.
Сравнение структур выхода процессов коксования
Таблица 5.11
Показатель
Значение
Сырье
Вакуумный остаток (> 1050 °F) аравийской не< )ти средней плотности:
удельный вес, °АР1
4,9
содержание серы, %масс.
5,4
содержание азота, %масс.
0,26
коксуемость по Конрадсону, %масс.
23,3
содержание никеля, мг/кг
32
содержание ванадия, мг/кг
86
содержание железа, мг/кг
30
Выход
Замедленное Флюид- Флекси-
коксование
кокинг
кокинг
Граница отделения рециркулята, °F (°C)
900 (482)
975 (524)
975 (524)
Выход относительно свежего сырья, %масс.:
газ
9,3
11,8
11,8
легкая бензиновая фракция
2,0
1,9
1,9
тяжелая бензиновая фракция
8,0
7,8
7,8
газойль
46,7
50,4
50,4
всего кокса
34,0
28,1
28,1
всего
100,0
100,0
100,0
результирующий кокс
34,0
22,4
2,3
жидкие продукты С5+
56,7
60,1
60,1

134
Глава 5. Коксование и другие термические процессы
Если какие-либо данные о выходе неизвестны, в качестве предварительной
оценки можно принять, что флексикокинг и флюидкокинг дают примерно одни
и те же продукты, за исключением количества сжигаемого или газифицируемого
кокса, производимого реактором. Если принять выход кокса в процессе замедлен­
ного коксования за 100 %, то флюидкокинг будет давать 75-80 %, а флексико­
кинг — 2 -40 % кокса.
Кокс, газифицируемый на установке флексикокинга, после удаления H2S имеет
примерно следующий состав:
Компонент
%мол.
15
СО
20
сн4
2
со2
10
N2
53
Всего
100
Состав приведен в пересчете на сухое вещество. В действительности коксовый газ
после удаления HjS насыщен влагой и содержит 5—6 %мол. водяного пара .
Если принять, что кокс без учета серы и золы на 98 % состоит из углерода, рас­
четный выход коксового газа указанного выше состава на тонну газифицируемого
кокса составит 194 тыс. н . куб. футов (5200 н. м3). Сжигание этого газадает около 80 %
от теплоты сгорания тонны кокса. Утилизация теплосодержания коксового газа, вы­
ходящего из подогревателя, повышает полезную теплоотдачу коксового газа до 85 %
по сравнению с коксом.
5.7. КАПИТАЛЬНЫЕ ЗАТРАТЫ И РАСХОД
ЭНЕРГОНОСИТЕЛЕЙ ДЛЯ УСТАНОВОК
ФЛЕКСИКОКИНГА И ФЛЮИДКОКИНГА
В качестве ipy6oro приближения можно принять, что установка флюидкокинга
требует примерно столько же капитальных затрат, что и установка замедленного кок­
сования, а установка флексикокинга — примерно на 30—50 % больше. Эксплуатаци­
онные затраты на баррель сырья для установки флексикокинга примерно на 25—30 %
больше, чем для установки замед ленного коксования.
Расход энергоносителей на установке флюидкокинга значительно выше, чем
на установке замедленного коксования. В основном это обусловлено большим коли­
чеством энергии, требуемой для циркуляции твердой фазы между кипящими слоями.
Для флексикокинга нужна более производительная воздуходувка, чем для флюид­
кокинга. Данные приемлемой точности о расходе энергоносителей можно получить
у поставщиков технологий коксования.

5.8. Висбрекинг
135
5.8. ВИСБРЕКИНГ
Висбрекинг — процесс термического крекинга в сравнительно мягких условиях,
предусматривающий либо снижение вязкости и температуры застывания вакуумных
остатков, либо уменьшение объема дистиллятного разбавителя. Процесс обеспечива­
ет соответствие требованиям к нефтяномутопливу No б. Используя висбрекинг, можно
снизить производство тяжелых нефтяных топлив на 20—35 %, а потребность в дистил­
лятныхразбавителях — на 20—30 %. Газойль висбрекинга используется какдополнитель­
ное сырье каталитического крекинга, что способствует повышению выхода бензина.
Главная причина высокой вязкости и температуры текучести остатков парафино­
вых нефтей — длинные боковые парафиновые цепи, соединенные с ароматически­
ми кольцами. Висбрекинг проводят в условиях, оптимальных для разрыва этих цепей
и последующего расщепления до соединений с более низкими значениями вязкости
и температуры застывания.
Однако глубина крекинга ограничена, поскольку при более жестких условиях про­
цесса получаемый продукт становится нестабильным и при хранении полимеризует­
ся, что вызывает закупорку фильтров и образование осадка. Как следствие, требуется
снизить вязкость настолько, насколько возможно, не допуская при этом значительно­
го ухудшения стабильности топлива. Из-за ограничений на жесткость условий выход
бензина и более легких фракций из большинства видов сырья не превышает 10 %.
Степень снижения вязкости и температуры застывания зависит от состава остаточ­
ного сырья. Температуру застывания парафинистого сырья можно снизить на 15—35 °F
(8-20 °C); конечная вязкость при этом составляет 25—75 % от вязкости сырья. Высокое
содержание асфальтенов снижаетглубинупревращения, допускаемую условием стабиль­
ностипродукта [12], поэтому вязкость и температура застывания изменяются в меньшей
степени. На жесткость условий висбрекинга влияют также свойства дистиллятного раз­
бавителя, добавляемого в продукт висбрекинга. Ароматические разбавители, например
газойли каталитического крекинга, улучшают стабильность топлива, что позволяет про­
водить процесс в более жестких условиях и увеличить глубину превращения [4].
Структуры молекул компонентов нефти, кипящих при температурах выше 1000 Т
(538 °C), чрезвычайно сложны; в зависимости от растворимости в легких парафино­
вых углеводородах их относят к маслам, смолам или асфальтенам. Масляная фракция
растворима в пропане; фракция смол растворима (а фракция асфальтенов нераство­
рима) в нормальном пентане, гексане, нормальном гептане и октане. Обычно ис­
пользуют нормальные пентан или гептан. Выбор растворителя влияет на количества
и свойства извлекаемых фракций, но системного различия, как правило, не делают.
Свойства этих фракций подробнее рассматриваются в главах 7 и 8.
Многие исследователи считают, что асфальтены не растворены в маслах и смолах,
а содержатся в них в виде частиц очень малых (возможно, молекулярных) размеров,
удерживаемых во взвешенном состоянии смолами, причем существует некая крити­
ческая величина соотношения смол к асфальтенам, ниже которой начинается выпа­
дение последних в осадок. На стадии крекинга одни смолы расщепляются до более
легких углеводородов, а другие преобразуются в асфальтены. Обе реакции влияют
на соотношение смолы/асфальтены и стабильность продукта висбрекинга, что также
ограничивает жесткость условий процесса.

136
Глава 5. Коксование и другие термические процессы
В процессе висбрекинга происходят следующие основные реакции [4].
1. Боковые цепи, присоединенные к циклопарафиновым и ароматическим коль­
цам, полностью отрываются от них или преобразуются в метильные группы.
2. Смолы расщепляются до легких углеводородов (в основном до олефинов) и со­
единений, преобразующихся в асфальтены.
3. При температурах выше 900 °F (480 °C) ускоряется расщепление нафтеновых
колец. При более низких температурах интенсивность их расщепления невелика.
Жесткость условий висбрекинга, т. е. глубину процесса, можно выразить несколь­
кими способами: выходом продуктов с температурой кипения ниже 330 °F (166 °C),
степенью снижения вязкости продукта и уменьшением количества дистиллятно­
го разбавителя, необходимого для получения нефтяного топлива No 6, отвечающе­
го спецификациям [13]. В Соединенных Штатах жесткость обычно выражают через
объемный процент выхода бензина в заданном интервале кипения, а в Европе —
через объемный процент суммарного выхода газа и бензина (т. е . продукта с темпера­
турой кипения ниже 330 °F, или 166 °C).
Существуют две разновидности процесса висбрекинга, в которых основная ста­
дия крекинга протекает соответственно в змеевиках печи и в выносной реакцион­
ной камере. Глубина реакций, как и во всех процессах крекинга, зависит от времени
пребывания сырья в условиях реакции (табл. 5.12). Между температурой и време­
нем реакции существует оптимальное соотношение. Крекинг в печи осуществляют
при более высоких температурах на выходе (от 885 до 930 °F (473—500 °C)) и време­
ни реакции от 1 до 3 минут, тогда как крекинг в реакционной камере может проте­
кать при более низких температурах на выходе печи (от 800 до 830 °F (427—433 °C)),
но требует больше времени. Выход и свойства продуктов аналогичны, но крекинг
в реакционной камере с пониженной температурой на выходе из печи обладает тем
преимуществом, что сокращается расход энергии и увеличивается длительность ра­
боты до остановки труб печи в целях их очистки. Типичный цикл работы установок
висбрекинга между остановками составляет от 3 до 6 месяцев в случае проведения
процесса в печи и от 6 до 18 месяцев, если процесс осуществляется в реакционной
камере. Это преимущество установок висбрекинга с реакционной камерой нивели­
руется трудоемкостью идлительностью операции очистки реакционной камеры [14].
Таблица 5.12
Соотношение между температурой и временем реакции в процессе
висбрекинга (при постоянной глубине превращения)
Время, минут
Температура
“С
°F
1
485
905
2
470 .
878
4
455
850
8
440
825
Источник. См. [15].

5.8. Висбрекинг
137
Технологические схемы процесса показаны на рис. 5.4 и 5.5. Сырье подают в печь
и подогревают до нужной температуры. Если крекинг осуществляется в печи, сы­
рье подо1ревают до температуры крекинга (885—930 °F (473-500 °C)), а поток из печи
охлаждают газойлем или нефтяным остатком, чтобы остановить реакцию крекин­
га. Во втором случае поток покидает печь при температуре 800-820 °F (427—438 °C),
проходит через реакционную камеру и только после этого охлаждается. Важным
конструктивным и эксплуатационным параметром является давление. Установки ви­
сбрекинга рассчитаны на давления от 100-300 psig (690-2070 кПа) с 20—40%-ным ис­
парением на выходе из печи, до 750psig (5170 кПа) в случае висбрекинга в полностью
жидкой фазе [16]. В табл. 5.13 и 5.14 приведены типичные данные о выходе и свой­
ствах продуктов висбрекинга.
При крекинге в печи затраты на топливо составляют около 80 % от общих эксплуа­
тационных; потребление топлива составляет 1—1,5 % от массы сырья. Расход топлива
на висбрекинге реакционной камерой примерно на 30—35 % ниже (табл. 5.15).
Результаты висбрекинга ширококипяпшх остатков кувейтской нефти
Таблица 5.13
Показатель
Сырье
Продукт
Выход, %масс.:
бутаны и более легкие углеводороды
2,5
бензиновыефракции С5-330 °F (С5-166 °C)
5,9
газойль, конечная температура кипения 660 °F (349 °C)
13,5
остаток
78,1
Свойства продуктов:
бензиновые фракции:
удельный вес, ’API
65,0
содержание серы, %масс.
1,0
октановое число по исследовательскому методу
газойль:
удельный вес, ‘API
32,0
содержание серы, %масс.
2,5
остаток или сырье
удельный вес, ’API
14,4
11,0
содержание серы, %масс.
4,1
4,3
вязкость, сСт, при 122 °F (50 °C)
720
250
Источник. См . [4].

1
3
8
Г
л
а
в
а
5
.
К
о
к
с
о
в
а
н
и
е
и
д
р
у
г
и
е
т
е
р
м
и
ч
е
с
к
и
е
п
р
о
ц
е
с
с
ы
Рис. 5 .4 . Схема висбрекинга в печи

5
.
8
.
В
и
с
б
р
е
к
и
н
г
1
3
9
Рис. 5 .5 . Схема висбрекинга с реакционной камерой

140
Глава 5. Коксование и другие термические процессы
Таблица 5.14
Результаты висбрекинга узкокипящих остатков нефти месторождения Агаджари (Иран)
Показатель
Сырье
Продукт
Выход, %масс.:
бутаны и более легкие углеводороды
2,4
бензиновые фракции С5—330 °F (С5—166 "С)
4,6
газойль, конечная температура кипения 660 °F (349 °C)
14,5
остаток
78,5
Свойства продуктов:
бензиновые фракции:
удельный вес, ‘API
содержание серы, %масс.
октановое число по исследовательскому методу
газойль:
удельный вес, ‘API
32,2
содержание серы, %масс.
остаток или сырье:
удельный вес, ‘API
8,2
5,5
содержание серы, %масс.
—
вязкость, сСт, при 122 °F (50 °C)
100 000
45 000
Источник: см. [3].
Некоторые показатели висбрекипга в печи и реакционной камере
Таблица 5.15
Показатель
В змеевиках печи В реакционной камере
Температура на выходепечи, °F (°C)
900 (480)
805 (430)
Сравнительный расход топлива
1.0
0,85
Сравнительные капитальные затраты
1.0
0,90
Многие свойства продуктов висбрекинга в разной степени зависят от глубины
превращения и характеристик сырья. Одни свойства (например, дизельный индекс
и октановое число) больше зависят от качества сырья; другие (например, плотность
и вязкость газойля) в более или менее равной мере определяются как глубиной пре­
вращения, так и характеристиками сырья [3].

5.9. Практический пример: замедленное коксование
141
5.9. ПРАКТИЧЕСКИЙ ПРИМЕР:
ЗАМЕДЛЕННОЕ КОКСОВАНИЕ
Формулировка задачи и свойства сырья представлены соответственно в разделе 4.6
и табл. 4.6 . Материальный баланс установки замедленного коксования рассчитыва­
ется по зависимостям, приведенным в табл. 5.5. Результаты показаны в табл . 5.16.
Хотя на данной стадии примера единственно доступным сырьем для замедленно­
го коксования является вакуумный остаток, другие технологические установки также
дают тяжелые продукты, которые можно добавлять в тяжелое нефтяное топливо или
направлять на установку замедленного коксования. Рынок тяжелого нефтяного то­
плива ограничен, поэтому данный пример не рассматривает его производство. Для
переработки на установку замедленного коксования направляется тяжелый продукт
(газойль) каталитического крекинга в псевдоожиженном слое (ЛСС) и остаток алки­
лирования. В данной задаче эти продукты включены в номенклатуру сырья для за­
медленного коксования.
Расчет выхода
Кокс: 1,6(14,2) = 22,72 %масс.
Газ (С4_): 7,8 + 0,144-14,2 = 9,84 %масс.
Бензиновая фракция: 11,29 + 0,343 • 14,2 = 16,16 %масс.
Бензиновая фракция: [186,5/(131,5 + 7,4)] 16,16 = 21,7 %об.
Газойль: 100,0 - (22,7 + 9,8 + 16,2) = 51,3 %масс.
Газойль: [15^,5/138,9)151,3 = 57,4 %об.
Газовый баланс и содержание серы определяются по составу газа (С4_) в табл. 5.8 и данным
табл. 5.9.
Газовый баланс установки коксования
Всего газа: 28 855 фунтов за час (13 100 кг/ч).
Серы в газе: 1758 фунтов за час (798 кг/ч).
Газ без серы: 27 097 фунтов за час (12 302 кг/ч).
Таблица 5.16
Материальный баланс установки замедленного коксования для НПЗ,
пропускная способность которого составляет 100 тыс. баррелей за календарные сутки
(нефть месторождения Норт-Слоуп на Аляске)
Компонент
%об.
Баррелей
за сутки
(ВРИ)
Удель­
ный вес,
•API
Фунтов
за час
на 1BPD
Фунтов
за час
Сера,
%масс.
Сера,
фунтов
за час
Сырье
Вакуумный остаток > 1050 °F
(> 565 °C)
88,4 18 003
8,7
14,72 265 162 2,17 5757
Тяжелый газойль FCC
11,5
2338
—0,6
15,75 36 820 0,32
117
Остаток алкилирования
0,1
25
468
Всего
100,0 20366
7,4
14,85 302 450 1,94 5875

142
Глава 5. Коксование и другие термические процессы
Окончание табл. 5.16
Компонент
%об.
Баррелей
за сутки
(BPD)
Удель­
ный вес,
"API
Фунтов
за час
на 1BPD
Фунтов
за час
Сера,
%масс.
Сера,
фунтов
за час
Продукты
Газ (С4), %масс.
(22,7)
29 776 5,92 1762
Легкая бензиновая фракция 7,6
1551
65,5
10,51 16 303 0,36
59
Тяжелая бензиновая фракция 14,1
2868
50,1
11,36 32 575 0,72 235
Легкий газойль коксования 37,3
7587
30,0
12,78 96 967 0,93 905
Тяжелый газойль коксования 20,1
4103
14,3
14,16 58114 1,98 1151
Кокс, %масс.
(22,7)
68 717 2,56 1762
Всего
16110
302 450
5875
Примечания. 1 . Коксуемость вакуумного остатка > 1050 °Fравна 14,2 % (по данным табл. 4.6).
2. Скобки во втором столбце означают измерение величины в массовых процентах .
Таблица 5.17
Расход энергоносителей на установке коксования
(исходя из производительности 825 т кокса за сутки)
Энергоноситель
Расход
Пар, тыс. фунтов за сутки
.
577
Электроэнергия, тыс. кВт за сутки
25
Охлаждающая вода, галлонов в минуту
990
Топлив, млн БТЕ за сутки
2851
По данным табл. 5.8, средняя молекулярная масса газа без учета серы равна 22,12.
Тогда общий молярный выход газа равен 27 097/22,12 = 1225 моль/ч, а молярный вы­
ход по компонентам выглядит следующим образом:
Компонент
Содержание, %мол.
Выход, моль/ч
с.
51,4
650,9
Сг
1,5
19,0
С,
15,9
201,4
С3
3,1
39,3
С3
8,2
103,8
С«.
2,4
30,4
изо-С.4
1,0
12,7
и-С4
2,6
32,9
Нг
13,7
173,5
со2
0,2
2,5
Всего
100,0
1226,4

Литература
143
Теперь нужно скорректировать состав газа с учетом содержания серы. На практике
часть серы содержится в меркаптанах (R—S—Н), но в предварительных расчетах с до­
статочной точностью можно принять, что вся сера газовой фракции сосредоточена
в H2S. Так как расход серы равен 1758 фунтов за час (что эквивалентно 54,8 моль/ч),
расход водорода следует уменьшить на 54,8 моль/ч. Тогда окончательный газовый ба­
ланс установки коксования будет выглядеть следующим образом:
Компонент Моль/ч Молекуляр­
ная масса Фунтов за час Фунтов за час
на 1BPD
BPD
c,
650,9
16
10415
C2=
19,0
28
532
C2
201,4
30
6041
C3=
39,3
42
1649
7,61
217
C5
103,8
44
4569
7,42
616
30,4
56
1702
8,76
194
'•c4
12,7
58
735
8,22
89
»c4
32,9
58
1910
8,51
224
118,5
2
237
co2
2,5
44
111
H2S
55,1
34
1873
Всего
1266,4
29 773
1341
ЗАДАЧИ
1. Оценить коксуемость по Конрадсону вакуумного остатка > 1050 °F (> 566 °C)
нефти, данные которой показаны на рис. 3 .5.
2. Оценить выход кокса из фракции из задачи 1 и составить материальный ба­
ланс для установки замедленного коксования. Фракция > 1050 °F (> 566 °C) содер­
жит 0,38 %масс. серы .
3. Используя результаты задачи 2, оценить капиталовложения и расход энерго­
носителей для установки замедленного коксования с пропускной способностью
7500 баррелей за рабочие сутки.
4. Оценить капитальные и эксплуатационные затраты на установку замедленного
коксования, перерабатывающую за рабочие сутки 30 тыс. баррелей остатка. Принять,
что в каждой смене работает 4 человека, на оплатутруда каждого из которых расходу­
ется в среднем 20,50 долл, за рабочий час.
ЛИТЕРАТУРА
Ссылки
1. Shea, F.L., U.S . Patent No. 2,775,549.
2. Stormont, D.H., OilGasJ. 67(12), p. 75,1969.

144
Глава 5. Коксование и другие термические процессы
3. Remirez, R„ Chem. Eng., р. 74, February 24,1969.
4. Rhoe, A. and de Blignieres, C., Hydrocarbon Process. 5<S(1), pp. 131—136, 1979.
5. Dymond, R.E., Hydrocarbon Process. 70(9), pp. 162C—162J, 1991.
6. Mochida, I., Furano, T., Korai, Y., and Fujitsu, H., Oil Gas J. 84(6), pp. 51-56,1986.
7. Mekler, V., Refining Engineer, p. C—7, September 1957.
8. Rose, K.E ., Hydrocarbon Process. 50(7), p. 85,1971.
9. Eppard, J.H., Petrol. Refiner, p. 98, July 1953.
10. Elliott, J.D ., Hydrocarbon Process. 71(1), pp. 75-84,1992.
11. Allen, D.E., et al., Chem. Engr. Prog. 77(12), p. 40,1981.
12. Notarbartolo, M., Menegazzo, C., and Kuhn, J., Hydrocarbon Process. 58(9), pp. 144 —118,
1979.
13. Hus, M., Oil Gas J. 79(15), pp. 109-120, 1981.
14. Allan, D.E., et al., Chem. Engr. Prog. 79(1), pp. 85-89,1983.
15. Akbar, M. and Geelen, H., Hydrocarbon Process. 60(5), pp. 81—85,1981.
16. Houmac, R., Kuhn, J., and Notaibaitolo, M., Hydrocarbon Process. 58(12), pp. 97—102,1979.
Дополнительная литература
17. Elliott, J.D ., Hydrocarbon Process. 71(1), pp. 75—84 (1992).
18. Feintuch, H.M . and Negin, K.M ., in Handbook ofPetroleum Refining Processes, 2nd ed., Meyers,
R.A (Ed.), pp. 12.25-12.82, McGraw-Hill Book Co., New York, 1997.
19. Nagy, A.J . and Antalfly, L.P ., Oil Gas J. 87(22), pp. 77-80,1989.
20. Lieberman, N.P., OilGasJ. 87(13), pp. 67—69, 1989.
21. Swain, E.J .,OilGasJ. <?9(18), pp. 100-102,1991.
22. Swain, E.J., Oil Gas J. 89(20), pp. 49-52,1991.
23. Weisenborn, W.J ., Jr., Janssen, H.R., and Hanke, T.D., Energy Prog. 6(4), pp. 222 —225, 1986.

Глава 6. Каталитический
крекинг
Каталитический крекинг — важнейший и широко применяемый в нефтезавод­
ской практике процесс превращения тяжелого сырья в более ценные бензин и другие
легкие продукты. Мировой объем ежесуточно перерабатываемого сырья каталитиче­
ского крекинга составляет около 10,6 млн баррелей (более 1 млн т) [1]. Сегодня в Со­
единенных Штатах установки каталитического крекинга в псевдоожиженном слое
обеспечивают бензиновыми фракциями от 35 до 45 % всего производимого объема
бензина. Сначала крекинг осуществляли термическим способом, но он почти пол­
ностью был вытеснен каталитическим, так как каталитический процесс производит
больше высокооктанового бензина и меньше тяжелого нефтяного топлива и легких
газов [2]. При этом каталитический крекинг дает легкие газы с более высоким содер­
жанием олефинов, чем термический (табл. 6.1).
Таблица 6.1
Сравнительная структура выхода продуктов термического и каталитического процессов крекинга,
перерабатывающих одно и то же сырье
Термический крекинг Каталитический крекинг
%масс.
%об.
%масс.
%об.
Сырье
100,0
100,0
100,0
100,0
Легкие газы
6,6
4,3
Пропан
2,1
3,7
1,3
2,2
Пропилен
1,0
1,8
6,8
10,9
Изобутан
0,8
1,3
2,6
4,0
Нормальный бутан
1,9
2,9
0,9
1,4
Бутилен
1,8
2,6
6,5
10,4
Бензин С5+
26,9
32,1
48,9
59,0
Легкий газойль
1,9
1,9
15,7
15,0
Декантат
8,0
7,0
Остаток
57,0
50,2
Кокс
0
5,0
Всего
100,0
96,5
100,0
109,9

146
Глава 6. Каталитический крекинг
При крекинге образуется кокс, который остается на частицах катализато­
ра, покрывает их поверхность и быстро снижает активность катализатора. Чтобы
поддерживать активность катализатора на эффективном уровне, его необходимо ре­
генерировать выжиганием кокса горячим воздухом. В итоге катализатор непрерывно
перемещается из реактора в регенератор и.обратно. Реакция крекинга является эн­
дотермической, а регенерации — экзотермической. В некоторых установках тепло­
та регенерации используется для покрытия тепловой потребности реакции крекинга
и для подогрева сырья до температуры реакции. Такие установки называют термиче­
ски сбалансированными.
При температуре входящего сырья 500-800 °F (260—425 °C) средние температуры
в лифт-реакторах составляют 900—1050 °F (480-566 °C); катализатор выходит из реге­
нератора при температуре 1200-1500 °F (650—815 °C).
Современные установки каталитического крекинга можно подразделить на уста­
новки с движущимся слоем и псевдоожиженным слоем катализатора. Существует
несколько конструктивных разновидностей установок каждого из классов, но прин­
ципы их работы весьма схожи. Представитель класса процессов с движущимся
слоем — процесс термофорного каталитического крекинга (7UC*1), процессов с псев­
доожиженным слоем — процесс каталитического крекинга в псевдоожиженном (ки­
пящем) слое катализатора (Я7С2). В настоящее время действующих установок ТСС
осталось очень мало, на смену им пришли установки FCC. Последние (в зависимости
от того, где осуществляется основная часть реакции крекинга) можно подразделить
на установки крекинга в общем кипящем слое и крекинга в транспортной линии, или
в лифт-реакгоре (райзере). Сегодня почти все установки ТСС переоборудованы на ра­
боту по схеме с лифт-реакгором .
1 Иначе ТКК. — Лрим еч. науч. ред.
1 Иначе каталитический крекинг-флюид (ККФ). — Л ри м еч. науч. ред.
Технологические схемы процессов обоих типов схожи. Горячее сырье контакти­
рует с катализатором в лифт-реакторе или в реакторе общего кипящего слоя. В ходе
реакции крекинга катализатор постепенно деактивируется из-за нарастания кокса
на поверхности его частиц. Катализатор и углеводороды (смесь продуктов реак­
ции) разделяют механическим способом. Десорбцией водяным паром отделяют (от­
паривают) продукты реакции, захваченные катализатором, после чего он поступает
в регенератор. Газообразные продукты реакции отбирают с верха реактора и подают
в колонну фракционирования для разделения на фракции с требуемыми интервала­
ми кипения.
Отработанный катализатор поступает в регенератор и восстанавливается выжига­
нием кокса, осуществляемым кислородом воздуха. Чтобы исключить деактивацию
катализатора из-за перегрева и обеспечить требуемую степень выжигания кокса, тем­
пература в регенераторе строго контролируется. Для этого скорость подачи воздуха
в регенератор регулируют таким образом, чтобы получить желаемое соотношение
СО2/СО в дымовом газе (газе регенерации) или требуемую температуру в регене­
раторе. Газ и пары продуктов отделяют от катализатора в циклонных сепараторах
и электростатическом фильтре. На некоторых установках катализатор, выходящий
из регенератора, отпаривают перед возвратом в реактор, чтобы удалить адсорбиро­
ванный кислород.

6.1 . Каталитический крекинг в псевдоожиженном слое
147
6.1. КАТАЛИТИЧЕСКИЙ КРЕКИНГ
В ПСЕВДООЖИЖЕННОМ СЛОЕ
Катализатор FCC состоит из очень мелких частиц (средним размером около 70 ми­
крон) и при аэрации паром ведет себя подобно жидкости. Аэрированный катализа­
тор непрерывно циркулирует между зонами реакции и регенерации, одновременно
выполняя роль носителя, передающего тепло регенератора сырью и реактору. Сегод­
ня существуют две основные конструктивные схемы установок /СС: схема с парал­
лельным расположением отдельных аппаратов — реактора и регенератора
—
и схема
с их вертикальным расположением, в которой реактор смонтирован над регенерато­
ром. Типичные конструкции установок FCC показаны на рис. 6 .1 —6.8.
Одно из важнейших технологических различий установок FCC касается
места проведения реакций крекинга и способа контроля последних. Примерно
до 1965 года большинство установок проектировали с псевдоожиженным дискрет­
ным слоем катализатора в реакторе. Большая часть реакции протекала в катали­
тическом слое реактора. Глубина крекинга регулировалась изменением толщины
и температуры слоя. Хотя было известно, что крекинг начинается в транспорт­
ной линии, питающей реактор (поскольку именно в ней активность катализатора
и температурадостигают максимума), не предпринималось каких-либо существен­
ных попыток управлять реакцией регулированием условий в линии. После того
как НПЗ стали использовать более активные цеолитные катализаторы, глубина ре­
акции в линии питания реактора возросла, что потребовало изменения режимов
эксплуатациюдействующих установок. В результате новые установки стали про­
ектировать в расчете на использование реактора (или его аналога) как сепарато­
ра для разделения катализатора и углеводородных паров. Сама реакция протекает,
по существу, в линии питания, которая получила название лифт-реактора . Реак­
цию контролируют изменением скорости подачи регенерированного катализато­
ра в лифт-реактор.
Установки старых конструкций модернизируют с тем, чтобы максимально по­
высить глубину крекинга в лифт-реакгоре и получить возможность управления
реакцией. Применяют различные комбинации реакторов, в том числе последо­
вательную и параллельную схемы с лифт-реактором и реактором плотного слоя,
а также параллельную схему с двумя лифт-реакторами (один для свежего сырья,
другой для рециркулята) [3]. Изменения в основном направлены на то, чтобы
использовать преимущества усовершенствованных катализаторов улучшением
контроля над временем контакта катализатора с сырьем и добиться более эффек­
тивного контакта тяжелого сырья с частицами катализатора. В результате укоро­
ченное (от 1 до 3 с) и лучше контролируемое время контакта, оптимизированное
распределение сырья и применение замкнутой системы циклонов позволяют до­
стигать большей глубины превращения при лучшей избирательности (большего
выхода бензина при данной глубине превращения). Р . Мерфи [4] подвел итоги всех
этих изменений. Альваро Мурсия [5] опубликовал обзор конфигураций реактора
и регенератора от первых промышленных установок FCCao современных, перера­
батывающих остатки. Большая часть конструкций аналогична тем, что изображе­
нынарис. 6.1-6.8.

1
4
8
Г
л
а
в
а
б
.
К
а
т
а
л
и
т
и
ч
е
с
к
и
й
к
р
е
к
и
н
г
Дымовой газ
Рис. 6 .1 , а. Установки FCC старых конструкций

6
.
1
.
К
а
т
а
л
и
т
и
ч
е
с
к
и
й
к
р
е
к
и
н
г
в
п
с
е
в
д
о
о
ж
и
ж
е
н
н
о
м
с
л
о
е
1
4
9
Продукт
расположением реактора и регенератора
«
о
<
0
6
S
О
.

150
Глава б. Каталитический крекинг
Двухступенчатые
циклоны
Погружной стояк
(катализаторопровод)
Псевдоожиженный
слой катализатора
Воздушная
решетка
Створчатый
клапан —р
Накопительная
камера
Дымовой газ
в ксгтел-утилизатор СО
Пусковой газойль
Отработанный
катализатор
из реактора
Стояк(катализаторо-
провод) реактора
Регенерированный
катализатор в лифт-реактор
Стояк (катализаторо-
провод)регенератора
Регенерационный воздух
из воздуходувки
Рис. 6 .2. Регенератор установки ЯСС

6
.
1
.
К
а
т
а
л
и
т
и
ч
е
с
к
и
й
к
р
е
к
и
н
г
в
п
с
е
в
д
о
о
ж
и
ж
е
н
н
о
м
с
л
о
е
1
5
1
Дымовой газ (в систему
пылеулавливания)
Рис. 6 .3 . Установка ЯСС, модель III

1
5
2
Г
л
а
в
а
6
.
К
а
т
а
л
и
т
и
ч
е
с
к
и
й
к
р
е
к
и
н
г
Фракционирующая колонна
Р
и
с
.
6
.
4
.
У
с
т
а
н
о
в
к
а
F
C
C
,
к
о
н
с
т
р
у
к
ц
и
я
к
о
м
п
а
н
и
и
М
.
I
V
.
K
e
l
l
o
g
g
.
(
С
х
е
м
ы
п
у
б
л
и
к
у
ю
т
с
я
с
р
а
з
р
е
ш
е
н
и
я
C
a
m
e
r
o
n
I
n
t
e
r
n
a
t
i
o
n
a
l
C
o
r
p
o
r
a
t
i
o
n
.
)

6.1. Каталитический крекинг в псевдоожиженном слое
153
Подача
сырья
Лифт-
реактор
(райзер)
Реактор
Регенератор
Затвор
катализатора
Стояк
отработанного
катализатора
Стояк
регенерированного
катализатора
J-образная линия
регенерированного
катализатора
Линия подъема
отработанного
катализатора
Отпарная
секция
J-образная линия
отработанного
катализатора
Реактор
Вид сверху
Верхняя секция
регенератора
Стояк
регенерированного
катализатора
Нижняя секция
регенератора
J-образная линия
регенерированного
катализатора
Отпарная
секция
Лифт-
реактор
(райз'ёр)
Переходной
конус —
отпарной секции
Стояк
отработанного '
катализатора
Регулирующие
затворы
Стояк
регенерированного
катализатора
Рис. 6.5. Установка FCC Exxon Fiexicracking IHR. (Публикуется с разрешения Exxon Research and
Engineering.)

154
Глава 6. Каталитический крекинг
Рис. 6 .6, а. Установка FCC компании UOP (Публикуется с разрешения UOP.)
Свежее сырье и рециркулят подогревают в теплообменниках или печи и пода­
ют в основание лифт-реактора, где они смешиваются с горячим регенерирован­
ным катализатором. Сырье подогревается за счет теплоты катализатора до целевой
температуры реакции. Смесь катализатора и углеводородных паров поднимается
по лифт-реактору и поступает в сепаратор. Реакции крекинга начинаются при кон­
такте сырья с горячим катализатором в лифт-реакторе и продолжаютсядо разделения
паров углеводородов и катализатора в реакторе-сепараторе. Затем углеводородные
пары поступают в колонну фракционирования, где разделяются на жидкие и газо­
образные продукты.
Частицы отработанного катализатора, выходящего из реактора, содержат угле­
водороды, адсорбированные их внешними и внутренними поверхностями, а также
кокс, отлагающийся на них при крекинге. До поступления катализатора в регенера­
тор из него отпаривают часть углеводородов. В регенераторе происходит выжиг кокса
с поверхностичастиц катализатора, осуществляемый горячим воздухом. Температуру

6.1. Каталитический крекинге псевдоожиженном слое
155
регенерированного
катализатора
Р
и
с
.
6
.
6
,
б
.
У
с
т
а
н
о
в
к
а
F
C
C
к
о
м
п
а
н
и
и
М
.
W
.
K
e
l
l
o
g
g
с
л
и
ф
т
-
р
е
а
к
т
о
р
о
м
.
(
П
у
б
л
и
к
у
е
т
с
я
с
р
а
з
р
е
ш
е
н
и
я
U
O
P
.
)

156
Глава 6. Каталитический крекинг
в регенераторе и степень выжига кокса регулируют изменением скорости подачи
воздуха. При выжиге кокса температура катализатора повышается до 1150—1550 °F
(620—845 °C); большая часть этой теплоты передается катализатором сырью в лифт-
реакгоре. Регенерированный катализатор, в зависимости от степени завершен­
ности (до СО или до СО2) реакции горения кокса в регенераторе, содержит от 0,01
до 0,4 %масс. остаточного кокса.
Пар в отпарную секцию
Разделитель-
Регенератор
Отпарная
секция
Продукты реактора
Лифт-реактор
Циклон грубой очистки
Дымовой газ
Паровые змеевики
Пар в стояки
регенератора
Воздух для выжига кокса
Пар в стояки
регенератора
| А < Диспергирующий пар
I
Подача сырья
Рис. 6.7. Установка каталитического крекинга остатков в псевдоожиженном слое (RFCC),
конструкция компании М. W . Kellogg
\/
К/
Z\
Пар для аэрации
катализатора

6.1. Каталитический крекинг в псевдоожиженном слое
157
во вторую
ступень
tГаздляподьема
катализатора
Рис. 6 .8. Установка каталитического крекинга остатка атмосферной перегонки нефти в псевдо­
ожиженном слое, конструкция компании UOP. (Публикуется с разрешения UOP.)
Регенератор может быть рассчитан на сжигание кокса до смеси СО и СО2 или
на полное сжигание до двуокиси углерода. На установках старых конструкций кокс
сжигали до окиси углерода, чтобы свести к минимумукапитальные и эксплуатацион­
ные затраты на воздуходувку, посколькуна сжиганиедо СО необходимо компримиро­
вать в два раза меньше воздуха, чем до СО2. На установках более новых конструкций
кокс сжигают в регенераторе до двуокиси углерода, так как в этом случае на регене­
рированном катализаторе его остается значительно меньше. В результате катализа­
тор, возвращаемый в лифт-реактор, имеет большую активность и избирательность
при улучшенной структуре выхода продуктов.
Если кокс в регенераторе сжигается до СО, выходящий дымовой газ содержит
значительное количество окиси углерода, которую дожигают в котле-утилизаторе
до двуокиси углерода, чтобы максимально использовать содержащуюся в дымовом

158
Гпава 6. Каталитический крекинг
газе тепловую энергию. Горячие газы можно использовать для выработки пара или
привода турбин, которые, в свою очередь, приводят в движение компрессор д ля сжа­
тия воздуха на регенерацию или электрический генератор. Типичная схема реактора
и регенератора установки JCC показана на рис. 6.2; на рис. 6.3 и 6.4 изображены со­
ответственно установки FCC модели III и компании Kellogg.
6.2. НОВЫЕ КОНСТРУКЦИИ УСТАНОВОК
КАТАЛИТИЧЕСКОГО КРЕКИНГА
В ПСЕВДООЖИЖЕННОМ СЛОЕ
Цеолитные катализаторы имеют значительно большую активность, чем аморф­
ные, что позволяет сократить время реакции и предотвратить крекинг бензина
до газа и кокса. В результате вместо реактора с псевдоожиженным слоем можно ис­
пользовать сепаратор дляразделения катализатора и продуктов реакции, получая при
этом максимальный выход бензина при той же глубине крекинга. Многие из устано­
вок такой конструкции способны перерабатывать сырье, содержащее до 25 % остат­
ка атмосферной перегонки нефти. На рис. 6.5 [6, 7] показана схема установки FCC
Flexicracking 1П2? конструкции Exxon Research and Engineering. Эти установки имеют
большое соотношение высоты и диаметра, регенератор с нижней секцией для более
эффективной одноступенчатой регенерации и смещенное параллельное или верти­
кальное расположение реактора и регенератора. На установках конструкции UOP
используются высокоскоростные регенераторы с малым количеством узлов и обору­
дования (см. рис. 6 .6, а). На установках конструкции Kellogg скорость подачи реге­
нерированного катализатора регулируют пробковыми затворами, чтобы уменьшить
эрозию первых (рис. 6.6, б). Сегодня все установки рассчитаны как на полное выжи­
гание кокса до СО2, так и на выжигание с регулируемым содержанием СО.
Большая разница между объемами выработки остатков перегонки и сырья ката­
литического крекинга других типов вынудила НПЗ добавлять в сырье атмосферные
и вакуумные остатки. Остаточное сырье содержит на порядок больше металлов (в осо­
бенности никеля и ванадия) и обладает большим потенциалом закоксовывания ка­
тализатора (определяется величиной коксуемости по Рамсботгому или Конрадсону),
чем дистиллятное. Примеси снижают активность катализатора, ускоряют образова­
ние кокса и водорода и снижают выход бензина. Установлено, что потеря каталитиче­
ской активности обусловлена в первую очередь отложением ванадия на поверхности
частиц катализатора, а повышенное образование кокса и водорода — отложением ни­
келя [6, 8]. Повышенное коксообразование увеличивает потребность в воздухе или
кислороде, температуру в регенераторе и количество теплоты, которую необходимо
отводить из него. В случае сырья, содержащего суммарно до 15 мг/кг никеля и вана­
дия, никель можно пассивировать добавлением в сырье органических соединений
сурьмы или висмута [8], что уменьшает выход кокса и водорода соответственно при­
мерно на 15 и 45 %. Для сырья FCC, содержащего более 15 мг/кг металлов и имеющего
коксуемость по Конрадсону около 3 %, может потребоваться гвдропереработка. Она
позволит удалить металлы, снизить потенциал коксообразования и повысить выход
бензина и средних дистиллятов увеличением содержания водорода в сырье.

6.3. Реакции крекинга
159
Увеличивая габариты оборудования и оснащая регенераторы паровыми змеевика­
ми, установки FCCприспосабливают кулучшенному выжигу кокса, повышенному те­
плоотводу и большей скорости образования газообразных продуктов. На рис . 6.7 [9]
показанаустановка компании Kellogg дня каталитического крекинга остатков в псев­
доожиженном слое (RFCC), ранее носившая название установки крекинга тяжелой
нефти и разработанная Phillips Petroleum Со. [9].
б.З. РЕАКЦИИ КРЕКИНГА
При каталитическом крекинге образуются продукты первичных и вторичных ре­
акций [10]. При первичных реакциях происходит разрыв углерод-углеродных связей
и немедленная нейтрализация иона карбония [И]. Эти реакции можно представить
в следующем виде:
парафин -* парафин + олефин;
алкилнафтен -> нафтен + олефин;
алкилароматический углеводород -> ароматический углеводород + олефин.
Томас [12] предложил механизм, согласно которому при неглубоком термиче­
ском крекинге нормальных парафинов до олефинов сначала образуются первичные
карбоний-ионы. Олефины, присоединяя протон катализатора, образуют крупные
карбоний-ионы . Последние расщепляются в соответствии с бета-правилом (раз­
рыв углерод-углеродной связи происходит в бета-позиции по отношению к карбо -
ний-ионам и олефинам), образуя меньшие (вторичные) карбоний-ионы и олефины.
Вторичные карбоний-ионы вступают в цепную реакцию, отщепляя ион водорода
от нормального парафина и образуя меньшую молекулу парафина и новый крупный
карбониевый ион [3,13]. Рассмотрим последовательность превращенийдля «-октана
(здесь R = СН3СН2СН2СН2СН2—) как пример реакции крекинга типичного нормаль­
ного парафина.
Этап 1. Умеренная реакция начала термического крекинга:
«С8Н18->СН4+R—СН =СН2
Этап 2. Протонный сдвиг:
R-CH=CH2 + H2O +
ГОI
Al —О—Si
I
LО
+
-
*R —СН —СН3 + [НО-Al -О-Si] "
Этап 3. Разрыв связей в бета -позиции:
+
+
R—СН —СН3 -»сн3сн2=сн2+ сн2сн2сн2сн3

160
Глава б. Каталитический крекинг
Этап 4. Перегруппировка в сторону более стабильной структуры. По убыванию
стабильности карбониевые ионы располагаются в следующем порядке: третичный >
вторичный > первичный. Это иллюстрирует следующая схема:
+
+
СН2СН,СН2СН3 ~ CHjCHCHjCH,
сн.
сн,
I3
I3
<-> сн -сн -сн, ~ сн-сн-сн3
Этап 5. Перенос иона водорода:
сн3
I
+
СН3-СН -СН3 + С8Н18 изо-С4Н10+ ch3chch2r
Так образуется другой крупный карбоний-ион, после чего реакция повторяется.
Протекание и глубина реакции каталитического крекинга углеводородов разных
типов сильно различаются, хотя базовый механизм остается тем же самым.
6.4. КРЕКИНГ ПАРАФИНОВ
Каталитический крекинг парафинов характеризуется большим содержанием
углеводородов С} и С4 в газах крекинга, скоростями крекинга и продуктами, опре­
деляемыми размерами и структурой парафинов, изомеризацией до разветвленных
структур и образованием ароматических углеводородов, обусловленными вторичны­
ми реакциями с участием олефинов [14]. Влияние катализатора на скорости реак­
ций прямо пропорционально числу атомов углерода в молекуле; если их количество
меньше шести, то оно незаметно.
На скорость крекинга влияет также структура молекулы, причем молекулы с тре­
тичными атомами углерода расщепляются легче всего, а молекулы с четвертичны­
ми атомами углерода наиболее стойкие. В соединениях, содержащих атомы углерода
обоих типов, последние нейтрализуют друг друга в соотношении один к одному. На­
пример, 2,2,4-триметилпентан (один третичный и один четвертичный атом) расще­
пляется лишь незначительно быстрее н-октана, тогда как 2,2,4,6,6-пентаметилгептан
(один третичный и два четвертичных атома) расщепляется медленнее н-додекана.
6.5. КРЕКИНГ ОЛЕФИНОВ
Каталитический крекинг олефиновых углеводородов протекает значительно бы­
стрее, чем крекингсоответствующих парафинов. Основными реакциямиявляются [13]:
1) разрыв углерод-углеродных связей;
2) изомеризация;
3) полимеризация;
4) насыщение, ароматизация и коксообразование.

6.8. Катализаторы крекинга
161
Высокое октановое число и чувствительность к тетраэтилсвинцу бензинов ката­
литического крекинга объясняются изомеризацией олефинов с последующим насы­
щением и ароматизацией. Из-за более высокой скорости реакций переноса водорода
для разветвленных олефинов соотношение изопарафинов и нормальных парафинов
выше, чем равновесное соотношение в исходных олефинах. Кроме того, в реакци­
ях переноса с участием олефинов в качестве доноров водорода выступают нафтены,
вследствие чего образуются изопарафины и ароматические углеводороды.
6.6. КРЕКИНГ НАФТЕНОВЫХ УГЛЕВОДОРОДОВ
Важнейшая реакция крекинга нафтенов с участием алюмосиликатного катали­
затора — дегидрирование до ароматических углеводородов . Происходит также раз­
рыв углерод-углеродных связей в кольце и боковых цепях, но при температурах ниже
1000 °F (540 °C) заметно преобладает реакция дегидрирования. Дегидрирование на­
фтенов Сэ и выше происходит очень интенсивно и дает высокооктановый бензин.
Нафтеновые углеводороды при крекинге дают более насыщенные ациклические
жидкие продукты и газы, чем ароматические.
6.7. КРЕКИНГ АРОМАТИЧЕСКИХ УГЛЕВОДОРОДОВ
Ароматические углеводороды с алкильными группами, содержащими менее
трех атомов углерода, особую активность не проявляют. Преобладающим типом
реакции ароматических углеводородов с длинными алкильными цепями явля­
ется чистое отщепление боковых ветвей без разрыва кольца. Разрыв происходит
по углерод-углеродной связи, смежной с кольцом; бензольные соединения, содер­
жащие алкильные группы, могут быть крекированы почти с полным образованием
бензола [13].
6.8. КАТАЛИЗАТОРЫ КРЕКИНГА
Промышленные катализаторы крекинга можно подразделить на три класса:
1) природные алюмосиликаты, обработанные кислотой; 2) комбинации аморф­
ных синтетических алюмосиликатов; 3) кристаллические синтетические алюмоси­
ликатные катализаторы, называемые цеолитами, или молекулярными ситами [16].
Сегодня на промышленных установках применяются большей частью катализато­
ры 3-го класса или смеси катализаторов 2-го и 3-го классов [17] (табл. 6 .2, 6.3). Це -
олитные катализаторы обладают следующими преимуществами перед природными
и синтетическими аморфными:
1) более высокая активность;
2) больший выход бензина при данной глубине превращения;
3) получаемые бензины содержат больше парафиновых и ароматических угле­
водородов;

162
Глава 6. Каталитический крекинг
4) меньший выход кокса (и, следовательно, больший выход ценных продуктов при
данной глубине превращения);
5) повышенный выход изобутена;
6) способность обеспечивать большую глубину однократного превращения без
вторичного крекинга бензина.
Сравнение аморфных и цеолитных катализаторов
Таблица 6.2
Характеристики
Катализаторы
Аморфные
Цеолитные
Кокс, %масс.
4
4
Глубина превращения, %об.
55
65
Бензин С5т, %об.
38
51
Газы С3, %масс.
7
6
Газ С4, %об.
17
16
Цеолиты типов Y в катализаторах
Таблица 6.3
Цеолит типа Y
Основные свойства
С замещением катионами редкозе­
мельных металлов (REY)
Наивысший выход бензина
Ультрастабильные ((75У)
Наивысшее октановое число, низкое число пере­
носа иона водорода, наилучшая избирательность
к коксу (остаточное сырье)
Ультрастабилъные с замещением ка­
тионами редкоземельных металлов
(REUSY)
Наилучший баланс между выходом и октановым
числом бензина, лучшая селективность по коксу
Источник-, см . [18].
Высокая активность цеолитных катализаторов позволила сократить время реак­
ции крекинга. Как следствие, большинство установок крекинга реконструируют для
работы в режиме крекинга в лифт-реакгоре [17]. Отрицательное влияние отложений
кокса на активность и избирательность катализатора сводится к минимуму, так как
в противоточное смешение в лифт-реакгоре вовлекается незначительное количество
катализатора. Кроме того, крекинг свежего сырья и рециркулята можно осущест­
влять в отдельных лифт-реакгорах в оптимальных для каждого из них условиях .
Для каталитического действия достаточно, чтобы цеолитный катализатор со­
ставлял 10-25 % [19] от всей загрузки катализатора; остальная часть может быть
представлена аморфным алюмосиликатным катализатором. Последний обладает
лучшей стойкостью к истиранию и обходится дешевле. На большинстве промыш­
ленных установок в загружаемый катализатор включают от 15 до 25 % цеолитов, что

6.8. Катализаторы крекинга
163
позволяет соединить преимущества цеолитных и аморфных катализаторов: высокую
активность и селективность по бензину первых с невысокой стоимостью и скоро­
стью обновления вторых. Меньшая скорость истирания также существенно снижает
выбросы твердых частиц.
Азотистые основания, железо, никель, ванадий и медь сырья отравляют ката­
лизаторы крекинга [16]. Азот реагирует с кислотными центрами на поверхности
катализатора и снижает его активность. Металлы, отлагаясь и накапливаясь на по­
верхности катализатора, снижают пропускную способность, ускоряя коксообразо-
вание и уменьшая количество выжигаемого в регенераторе кокса, приходящееся
на единицу объема горячего воздуха, так как способствуют сгоранию кокса не до СО,
а до СО2.
Общепризнано, что никель снижает активность и избирательность катализатора
примерно в четыре раза сильнее, чем ванадий. В связи с этим одни компании для
внесения поправок на загрязненность катализатора металлами применяют коэффи­
циент, пропорциональный содержанию 4Ni + V (выраженному в мг/кг), другие —
Ni +V/4hhhN1 + V/5 [11, 14,20].
Хотя отложения никеля и ванадия уменьшают активность катализатора, зани­
мая каталитические центры, более важно то, что они способствуют образованию газа
и кокса и снижают выход бензина при заданной глубине превращения. Толен [21]
и другие авторы [17] рассмотрели влияние отложения никеля и ванадия на равно­
весные катализаторы (рис. 6.9). Содержание металлов в равновесном катализаторе
достигает в настоящее время 10 000 мг/кг, тогда как в 1998 году среднее суммарное со­
держание никеля и ванадия составляло немногим более 3000 мг/кг [27]. Влияние ни­
келя можно частично компенсировать введением в сырье таких пассиваторов этого
металла, как соединения сурьмы и висмута. Что касается ванадия, то разработаны
катализаторы с содержанием титанатов олова, бария и стронция, действующих как
ловушки ванадия [23]. Для восстановления активности катализаторов можно также
использовать систему удаления металлов, пропуская через нее часть регенерирован­
ного катализатора (деметаллизация). Это позволяет удерживать концентрацию ме­
таллов в равновесном катализаторе на таком уровне, что для сохранения активности
и избирательности достаточно свежего катализатора, добавляемого для компенсации
его уноса [24].
Производители выпускают ряд катализаторов, повышающих октановое число
(на 0,5—1,5 единицы) производимого бензина, стойких кдеакгивации серой или ме­
таллами сырья и улучшающих возврат серы из регенератора в реактор (для умень­
шения содержания SO
*
в дымовом газе регенератора) [19]. В каждом случае выбор
катализатора определяется целями крекинга, свойствами сырья и экономическими
или экологическими факторами.
Микроакгивность катализаторов FCC, применявшихся в 2004 году в Северной
и Южной Америках, составляла в среднем 67-70 единиц, в мировых масштабах —
65-70 единиц. В Соединенных Штатах около двух третей установок FCC поставляют
на рынок химического сырья пропилен, удовлетворяя около половины потребности
США в этом веществе. Существуют добавки, повышающие содержание пропилена
в бутане и легких газах FCC. Эксплуатируя установку с высокой глубиной крекин­
га, за счет снижения выхода бензиновых фракций можно повысить выход бутиленов

164
Глава 6. Каталитический крекинг
Содержание Na на поверхности катализатора в пересчете на Na2O, %масс.
Рис. 6 .9. Снижение каталитической активности, обусловленное: а — воздействием тяжелых
металлов; б—загрязнением натрием [21]

6.9 . Предварительная обработка сырья FCC
165
и пропилена (а также суммарный выход бутана и более легких газов). Получаемые
при этом бензиновые фракции имеют октановое число на 1—2 единицы выше, так
как добавки расщепляют низкооктановые линейные и слаборазветвленные парафи­
ны и олефины до пропиленов и бутиленов [20].
Содержание цеолитов в катализаторах составляет от 15 до 20 %масс. (иногда
до 40 %масс.) [18].
Катализаторы для переработки остаточного сырья на специально предназначен­
ных для этого установках FCC должны иметь крупные поры, способные пропускать
крупные молекулы (размерами более 30 А), а также более мелкие поры для обеспече­
ния нужной каталитической активности. Авидан [18] обосновал необходимость как
уравновешенного распределения пор по размерам, так и высокой активности матри­
цы, требуемой для повышения глубины превращения остаточного сырья. Макропоры
(размерами более 100 А), способные улавливать крупные частицы жидкости, имеют
пониженную активность и ограничивают выход кокса и газа, мезопоры (размерами
30-100 А) имеют более высокую активность, а микропоры (размеры менее 20 А) —
очень высокую активность. При переработке ароматического и нафтенового сырья
эффективнее всего снижают выход тяжелого продукта мезопоры, при переработке
парафинового — микропоры .
6.9. ПРЕДВАРИТЕЛЬНАЯ ОБРАБОТКА СЫРЬЯ FCC
Неуклоннее ужесточение нормативов по содержанию серы и азота в бензинах
и дизельных'-топливах обусловило появление специальной обработки сырья либо
продуктов /СС. При такой обработке снижается содержание серы и азота в конеч­
ном бензине и дизельном топливе, а за счет обогащения сырья водородом повыша­
ется выход бензиновых фракций и легкого газойля, причем содержание олефинов
и октановое число бензиновой фракции при этом не снижаются [25]. Если сырье
или продукт установки FCC не подвергается гидроочистке, в бензин переходит более
95% серы, которая содержится в бензиновых фракциях, получаемых на установке.
Установки гидроочистки могут эксплуатироваться в режимах гидрообессерива­
ния, мягкого крекинга или гидрокрекинга с частичным превращением. Если компо­
нент бензина, получаемый на установке FCC, должен содержать менее 50 мг/кг серы,
то ее количество в продукте гидроочистки должно быть ограничено 135 мг/кг; для
компонентов бензина, где содержание серы лимитировано 30 мг/кг, первый показа­
тель не может превышать 85 мг/кг.-
■
Если установка гидроочистки работает в режиме гидрообессеривания или мягкого
крекинга, рабочее давление составляет 800-1000 psig (55—70 бар). Для гидрокрекин­
га с частичным превращением необходимы более высокие рабочие давления, доста­
точные, чтобы обеспечить гидрирование ароматических колец (1400—1600 psig, или
95—110 бар) (рис. 6.10) [26]. Установка гидрокрекинга с частичным превращением
дает также дистилляты с цетановым индексом 50, содержанием серы менее 15 мг/кг
и высотой некоптящего пламени от 15 до 19 мм. Капитальные затраты на установки,
рассчитанные на работу при давлениях 1000 и 1500 psig (70 и 102 бар), на 15-110 %
выше, чем на установки, работающие при давлении 900 psig (60 бар) [43].

166
Глава б. Каталитический крекинг
Рис. 6.10. Влияние рабочего давления установки гидроочистки на высоту некоптящелэ пламени
и цетановый индекс [26]
Мягкий гидрокрекинг или гидрокрекинг с частичным превращением отличают­
ся значительно большей гибкостью, чем обычный гидрокрекинг, так как обеспечива­
ют возможность увеличения выхода таких высокоценных продуктов, как дизельное
и реактивное топлива. Мягкий гидрокрекинг, с его низкими рабочими давлениями
и меньшей степенью гидрирования ароматических колец, дает дизельное топливо
с цетановым индексом от 39 до 42 и керосин с высотой некоптящего пламени зна­
чительно выше 19 мм, что требуется, в частности, для реактивных топлив. Гидрокре­
кинг с частичным превращением, осуществляемый при давлениях 1400—1600 psig
(95—110 бар) и 40%-ной глубине превращения в дизельное топливо или дизельное
топливо и бензиновые фракции, дает дизельное топливо с цетановым индексом
около 50 и керосин с высотой некоптящего пламени, близкой к 19 мм [26].
6.10. ПАРАМЕТРЫ ПРОЦЕССА
На глубину превращения и структуру выхода влияют, кроме свойств сырья, темпе­
ратура крекинга, соотношение катализатор/сырье, часовая удельная (на единицу ко­
личества катализатора) скорость переработки сырья, тип и активность катализатора,
а также коэффициент рециркуляции. Ниже представлен небольшой глоссарий, рас­
крывающий суть этих понятий для удобства читателя.

6.10. Параметры процесса
167
Активность — способность расщеплять газойль до более низкокипящих фракций .
Глубина превращения вычисляется по следующей формуле:
(Объем сырья — Объем рециркулята)/Объем сырья х 100 %.
Избирательность — отношение выхода желательных продуктов к выходу нежела­
тельных (кокс и газ).
Коэффициент рециркуляции — отношение объема рециркулята к объему сырья.
Рециркулят — часть реакционного потока каталитического крекинга, не превра­
щенная в бензиновые фракции и более легкие продукты и возвращаемая в реактор
(обычно это продукты с температурой кипения выше 430 °F (220 °C)).
Соотношение катализатор/сырье — отношение массовой скорости циркуляции
катализатора к массовой скорости подачи сырья.
Часовая массовая скорость подачи сырья (WHSV) находится как отношение массо­
вой скорости подачи сырья за час к массе катализатора. Если время пребывания t ка­
тализатора в реакторе измеряется в часах, то
WHSV= 1/(/ х Соотношение катализатор/сырье).
Часовая объемная скорость подачи сырья (LHSV) — это отношение объемной скоро­
сти подачи сырья за час к объему катализатора.
Часовая удельная скорость подачи сырья1 может определяться на объемной (LHSV)
или .массовой, (WHSV) основе. Для реактора с псевдоожиженным слоем часовая объ­
емная скорость не имеет никакого значения, так как объем слоя определить очень
трудно. Напротив, массу катализатора в реакторе легко вычислить исходя из времени
пребывания катализатора в реакторе и величины соотношения катализатор/сырье.
1 Характеризует время пребывания сырья в зоне реакции, ч_‘. — Пр име ч . науч. ред.
Эффективность рассчитывается по формуле
Процент выхода бензина х Глубина превращения.
Увеличение температуры реакции, соотношения катализатор/сырье, активно­
сти катализатора и времени контакта в пределах нормальной работы установки
приводит к повышению глубины превращения, тогда как часовую удельную ско­
рость подачи сырья для получения аналогичного эффекта необходимо снижать.
Следует заметить, что увеличение глубины превращения необязательно означа­
ет увеличение выхода бензина. Это обусловлено тем, что повышение температуры
сверх определенного уровня может увеличить глубину превращения, выход кокса
и газа и октановое число, но снизить выход бензина [5, 14]. На многих установках
FCC глубина превращения и производительность ограничены скоростью выжига­
ния кокса в регенераторе. Последняя может быть ограничена возможностями ком­
примирования воздуха либо допустимыми температурами в циклонах выходной
ступени регенератора. В любом случае установки FCC, как правило, работают при
максимально допустимой температуре в регенераторе, а температура в реакторе

168
Глава 6. Каталитический крекинг
и коэффициент рециркуляции выбираются так, чтобы минимизировать вторич­
ный крекинг бензина до газа и кокса. Переработка все более тяжелого сырья при­
водит к тому, что потенциал коксообразования на установках каталитического
крекинга возрастает. Для решения этой проблемы на некоторых установках, где
скорость выжига кокса ограничена из-за недостаточной производительности воз­
духодувки, в регенерационный воздух добавляют кислород. Содержание кисло­
рода в воздухе, подаваемом в регенератор, повышают до 24-30 %об.; при этом
концентрация кислорода ограничивается допустимой температурой и скоростью
отвода теплоты из регенератора [4, 27].
На установках с псевдоожиженным слоем конструктивно допустимое давление
вреакторе, как правило, ограничивается величиной 15—20(0,11-0,14 МПа) и по­
этому не может широко использоваться какрабочий параметр. Повышение давления
увеличивает выход кокса и насыщение бензина, но снижает октановое число, не ока­
зывая заметного влияния на глубину превращения.
Масса начальной загрузки катализатора для установки FCC с лифт-реактором
составляет от 3 до 5 т на 1000 баррелей пропускной способности за рабочие сутки.
Скорость циркуляции катализатора равна примерно 1 т/мин на 1 тыс. баррелей про­
пускной способности за сутки. Типичные рабочие параметры таких установок при­
ведены в табл. 6.4.
Таблица 6.4
Рабочие параметры установок каталитического крекинга с псевдоожиженным слоем (FCC),
установок термофорного каталитического крекинга (TCQ и установок крекинга в неподвижном
слое (ГУдри) (ЯСС)
Параметр
ТСС
ТСС
НСС
Часовая удельная скорость подачи сырья
1,1—13,4а
1-36
1,5-46
Соотношение катализатор/сырье
5-16"
2—7Г
3—7Г
Коэффициент рециркуляции, объемный
0-0,5
0-0,5
0-0,5
Загрузка катализатора, фунтов на баррель сырья 0,15-0,25
0,06-0,13
0,06-0,13
Скорость циркуляции катализатора, т/мин
на 1 тыс. баррелей сырья в сутки
0,9-1,5
0,4-0,6
0,4-0,6
Коэффициент эксплуатации установки, %
96-98
Температура в реакторе:
т
'С
885-950”
475-510
840-950
450-510
875-950
470-510
Температура в регенераторе:
Т
’С
1200—1500
650-815
1100—1200
595-650
1100-1200
595-650
Давление в реакторе, psig (б ар) -
8—30”
(0,54-2,0)
(0,54-0,8)
9-10
(0,6-0,8)
Давление в регенераторе, psig (бар)
15-30 (1-2)

6.11 . Утилизация энергии дымовых газов
169
Окончание табл. б. 4
Параметр
FCC
ТСС
НСС
Рабочий диапазон загрузки реактора
2:1
Октановое число бензина:
по исследовательскому методу (RON)
по моторному методу (M0N)
92-99
80-85
88-94
88—94
а Массовая.
6 Объемная.
" По массе.
г По объему.
л Имел место случай эксплуатации установки при температуре 990 °F и давлении 40 psig
с получением бензина с октановым числом RON =98; выход жидкого продукта С,-650 °F
(С3—343 °C) составлял 120 %об. относительно объема сырья. Эго соответствовало примерно
90%-ному выходу продукта С5-650 °F (343 °C).
6.11. УТИЛИЗАЦИЯ ЭНЕРГИИ
ДЫМОВЫХ ГАЗОВ
Затраты на топливо и энергию составляют основную часть прямых затрат НПЗ.
Большой рост цен на нефть и природный газ создал мощный стимул для эффек­
тивного использования энергии отходящих газов, поступающих от регенераторов
установок каталитического крекинга. Сжигание кокса на катализаторе до окиси
углерода облегчает контроль температуры в регенераторе, но сопровождается зна­
чительным выделением теплоты и чревато превышением предельно допустимых
температур в регенераторе. Снижение содержания остаточного кокса на катализа­
торе выжиганием до двуокиси углерода улучшает структуру выхода, увеличивая при
заданной глубине превращения выход бензина и уменьшая выход кокса. В обоих
случаях горячие отходящие газы имеют высокую температуру (от 1100 до 1250 °F
(595-675 °C) в первом случае и от 1250 до 1500 °F (675—815 °C) во втором) и дав­
ления от 15 до 25 psig (103-172 кПа). Многие установки каталитического крекинга
оснащены котлами для утилизации тепловой энергии выработкой пара; на других
установках энергию отходящих газов улавливают с помощью турбины, приводя­
щей в движение электрический генератор или компрессор для сжатия регенера­
ционного воздуха. В некоторых случаях применяют котлы-утилизаторы, которые
не только улавливают тепловую энергию, но и дожигают СО, содержащийся в ды­
мовых газах. Еще больше полезной энергии можно извлечь, если перед котлом-ути­
лизатором с дожиганием СО установить турбину для использования механической
энергии газов; вместе с тем такие турбины обычно неэкономичны, если давление
в регенераторе меньше 15 psig (0,11 МПа).
Если принять, что дымовой газ выходит из регенератора под давлением 20 psig
(138 кПа) и имеет температуру 1000 °F (538 °C), извлекаемая удельная мощность
на 1 фунт/с расхода газа составит

170
Глава 6. Каталитический крекинг
Схема улавливания энергии дымового газа
Л. с. кВт
Котел-утилизатор
45
34
Расширительная турбина (турбодетандер)
78
58
Турбодетандер + котел-утилизатор
106
79
Котел-утилизатор с дожиганием СО
145
108
Турбодетандер + котел-угилизатор с дожиганием СО
206
154
6.12. ОЦЕНКА ВЫХОДА ПРОДУКТОВ
Разработаны зависимости, позволяющие оценить качество и выход продуктов ка­
талитического крекинга прямогонныхгазойлей. Эти зависимостивесьма полезны для
оценки типичной структуры выхода в предварительных исследованиях и для опреде­
ления тенденций изменения выхода при изменении глубины превращения. Струк­
тура выхода сильно зависит от типа катализатора (рис. 6.11—6.25). На рис . 6.18—6 .25
показаны разные структуры выхода каталитического крекинга при использова­
нии цеолигного катализатора (молекулярного сита). Если сырье содержит серу, для
оценки распределения последней в продуктах можно воспользоваться диаграммой
на рис. 6.26. Удельный вес продуктов FCC представлен на рис. 6.27.
Рис. 6 .11. Структура выхода продуктов каталитического крекинга . Алюмосиликатный катализатор
(бутаны, бутилены, бензин С&). Бутан -бутиленовая фракция в типичном случае содержит по объему
около 40 % изобутана, 12 % н-бутана и 48 % бутиленов

6.12. Оценка выхода продуктов
171
Рис. 6.12. Структура выхода продуктов каталитического крекинга . Алюмосиликатный катализатор
(рецикловые газойли)
Рис. 6.13. Структура выхода продуктов каталитического крекинга . Алюмосиликатный катализатор (кокс)

172
Гпава б. Каталитический крекин
Глубина поевоашения. %об.
Рис. 6.14. Структура выхода продуктов каталитического крекинга. Алюмосиликатный катализатор
(тяжелый газойль каталитического крекинга)
Выход кокса, %масс.
Рис. 6.15. Структура выхода продуктов каталитического крекинга . Алюмосиликатный катализатор
(С3 и более легкие газы)

6,12 . Оценка выхода продуктов
173
Рис. 6 .16. Структура выхода продуктов каталитического крекинга . Алюмосиликатный катализатор
(декантат)
Рис. 6.17. Влияние состава сырья на глубину превращения при постоянных рабочих условиях

174
Глава 6. Каталитический крекинг
Рис. 6.18. Структура выхода продуктов каталитического крекинга . Цеолитный катализатор (кокс)
Рис. 6.19. Структура выхода каталитического крекинга. Цеолитный катализатор (газовое топливо)

6.12 . Оценка выхода продуктов
175
Рис. 6 .20. Структура выхода продуктов каталитического крекинга . Цеолитный катализатор (С3 и С4)
Рис. 6.21. Структура выхода продуктов каталитического крекинга. Цеолитный катализатор
(соотношения для пропана)

176
Глава 6. Каталитический крекинг
Рис. 6.22. Структура выхода продуктов каталитического крекинга. Цеолитный катализатор
(соотношения для бутанов)
Рис. 6.23. Структура выхода продуктов каталитического крекинга. Цеолитный катализатор (бензин С^)

6.12 . Оценка выхода продуктов
177
Рис. 6.24. Структура выхода
(тяжелый газойль, К сырья = 11 ,8)
продуктов каталитического крекинга. Цеолитный катализатор
Рис. 6.25. Структура выхода продуктов каталитического крекинга. Цеолитный катализатор
(тяжелый газойль, К сырья = 12,35)

178
Глава 6. Каталитический крекинг
Глубина превращения, %об.
Рис. 6 .26. Распределение серы в продуктах каталитического крекинга [10]
Глубина превращения, %об.
Рис. 6.27. Удельный вес продуктов FCC. Цеолитный катализатор

6.13. Капитальные и эксплуатационные затраты
179
Чтобы определить свойства и распределение продуктов, необходимо составить
массовый баланс, так как выход рециклового газойля определяется по балансовой
разности. В случае цеолитного катализатора применяется следующая методика рас­
чета (значения удельного веса на кривых относятся к свежему сырью).
1. Рассчитывают массу сырья.
2. По рис. 6.18-6 .19 определяют выход и массу кокса и легкого топливного газа.
3. По рис . 6.21 и 6.22 определяют выход компонентов СНГ; затем вносят поправ­
ки, используя диаграмму (рис. 6 .20) для суммарного выхода.
4. Определяют суммарную массу газойлей, используя рис. 6.24-6.25, затем по раз­
ности находят массу бензина.
5. По рис. 6.27 оценивают удельный вес бензина, вычисляют объем произведен­
ного бензина и сверяют с оценкой выхода по рис. 6.23.
6. Согласно рис. 6.24—6.25 и скорости подачи сырья вычисляют объем тяжело­
го газойля.
7. Из суммарного объема газойлей вычитают объем тяжелого газойля (глубина
превращения 100 %) и получают объем легкого газойля.
8. По рис. 6.26 оценивают удельный вес тяжелого газойля и определяют его мас­
совый выход.
9. Из суммарной массы газойлей вычитают массовый выход тяжелого газойля
и получают массовый выход легкого газойля.
10. Плотность легкого газойля определяют делением его массового выхода на объ­
емный (шаг 7). По таблицам определяют удельный вес в градусах API.
Если в реакторе применяется алюмосиликатный катализатор, выход и свойства
продуктов определяют аналогичным образом, за исключением того, что удельный
вес легких газойлей находят по рис. 6.12, а выход тяжелых газойлей — по рис. 6 .14.
Массовый выход легких газойлей определяется исходя из разности «суммарный га­
зойль минус тяжелый».
6.13. КАПИТАЛЬНЫЕ И ЭКСПЛУАТАЦИОННЫЕ
ЗАТРАТЫ
Затраты на сооружение и эксплуатацию установки каталитического крекинга
в псевдоожиженном слое можно оценить с помощью рис. 6.28 и табл. 6 .5. Величина
множителей дана в главе 18.
Затраты на установки каталитического крекинга в псевдоожиженном слое
Таблица 6.5
Виц затрат
Сумма
Учтенные затраты:
1) фракционирование продуктов;
2) компримирование газа для извлечения 95 % и фракционирования газов С.
и80%газовС3;

180
Глава б. Каталитический крекинг
Окончание табл. 6.5
Вид затрат
Сумма
3) секция реактора и регенератора;
4) теплообменники для охлаждения продуктов до температуры окружающей
среды;
5) централизованная система управления
Неучтенные затраты:
1) фракционирование сырья;
2) переработка отходящихгазов и продуктов;
3) обустройство снабжения охлаждающей водой, паром и электроэнергией;
4) начальная загрузка катализатора
Отчисления:
текущие отчисления в размере около 0,10 долл, за баррель сырья;
фиксированные отчисления в размере около 110 долл, за баррель пропускной
способности в сутки
Расход энергоносителей (на баррель сырья):
пар, фунтов
*
электроэнергия, кВтч6
охлаждающая вода, галлонов (Д/ = 30 °F)
топливо (низшая теплотворная способность), млн БТЕ
замена катализатора, долл.
6,0
500
0,1
0,25-0,80
1 Выработка пара за счет отходящего тепла превышает расход примерно на 30 фунтов на бар­
рель свежего сырья.
6 С учетом электропривода воздуходувки и компрессора отходящих газов.
Примечание. См. рис. 6.2.
6.14. ПРАКТИЧЕСКИЙ ПРИМЕР: УСТАНОВКА
КАТАЛИТИЧЕСКОГО КРЕКИНГА
Выбор сырья для установки каталитического крекинга должен основываться
на экономической оценке альтернативных вариантов использования углеводородно­
го сырья. Это особенно важно в том случае, если НПЗ располагает установками как
каталитического крекинга, так и гидрокрекинга. В данном примере в качестве сырья
FCC используется тяжелый газойль колонны атмосферной перегонки и вакуумный
газойль колонны вакуумной перегонки (хотя вполне возможно, что вакуумный га­
зойль даст больший доход, если его перерабатывать на установке гидрокрекинга).
По характеристикам кипения сырья выбрана глубина превращения 75 %. Чтобы
определить глубину превращения с наибольшей экономической отдачей, следует
проверить расчеты для случаев большей и меньшей глубины превращения.

6.14 . Практический пример: установка каталитического крекинга
181
Рис. 6 .28. Капитальные затраты на установки каталитического крекинга в псевдоожиженном слое
для условий побережья США Мексиканского залива по состоянию на 2005 год (см. табл. 6.5)
Делением полной массы на объем определяется удельный вес комбинированно­
го сырья. Если удельный вес будет использоваться при прогнозирования выхода для
расчетов характеризующего фактора (Кк), из массы сырья до деления на объем сле­
дует вычесть суммарную массу серы и азота. Если не сделать это, характеризующий
фактор не будет представительным для типов углеводородных соединений сырья.
По рис. 6.18—6 .25 для случая цеолитного катализатора определяется выход различ­
ных продуктов. По рис . 6 .26 оценивается распределение серы в продуктах. Для слу­
чая С4 и более легких газов, показанного на рис. 6.22, принимается, что в них вся сера
содержится в виде сероводорода (H^S).
По балансовой разности определяется масса суммарных рецикловых газойлей;
по рис. 6.21 находится удельный вес, делением массы на который определяется объем.
Полученная величина объема используется для проверки значения глубины превраще­
ния. В данном примере полученное значение глубины превращения составляет 75,2 %
против 75 %, принятых в качестве расчетной базы. Такой результат вполне удовлетво­
рителен. Если расхождение превышает ±1 %, характеристикам сырья может лучше от­
вечать какой-либо другой способ определения выхода продуктов.
Материальный баланс приведен в табл. 6.6.

182
Глава 6. Каталитический крекинг
Таблица 6.6
Материальный баланс установки FCC: пропускная способность 100 тыс. баррелей за календарные
сутки, нефть месторождения Норт-Слоуп (глубина превращения 75 %, цеолитный катализатор)
Компонент
%об. Баррелей
за сутки
Удельный
вес, ’API
(Фунт/ч)/
барр./суг
Фунтов
за час
Сера,
%масс.
Сера, фун­
тов за час
Сырье
£
650-850 Т (343-455 'С) 56,7 20 090
23,2
13,35 268 103 0,10
261
850-1050 Т (455-566 °C) 43,3
15 331
16,5
13,95 213 857 0,29
630
^=11,67
100,0 35 421
20,0
13,61 481 960 0,18
891
Продукт
Кокс, %масс.
5,80
27 954 0,83
232-
5,50
26 508 1,30
344
с3
5,30
1877
7,61
14286
С3
2,90
1027
7,42
7591
С4
9,50
3365
8,76
29 477
«зо-С4
6,10
2161
8,22
17 718
н-С .
4
2,70
956
8,51
8139
Бензин С5+
56,79 20117
57-,2
10,94 220115 0,02
40
Суммарный газойль
25,0
8855
8,9
14,70 130 172 0,21
275
Легкий газойль
18,4
6517
12,6
14,32 93 352 0,17
158
Тяжелый газойль
6,6
2338
-0,6
15,75 36 820 0,32
117
Всего
38 359
481960
891
* В дымовом газе в виде SO2.
Расход энергоносителей оценен по данным табл. 6.5 и приведен в табл. 6.7.
Таблица 6.7
Расход катализатора FCCи энергоносителей
Электроэнергия, тыс. кВт в сутки
213
Охлаждающая вода, галлонов в минуту
17 711
Топливо, млн БТЕ в сутки
3542
Катализатор, долл, в сутки
5313
Пар, тыс. фунтов в сутки
1063
ЗАДАЧИ
1. Составить полный материальный баланс в массовых и объемных процен­
тах для установки каталитического крекинга, перерабатывающей на цеолитном

Задачи
183
катализаторе при глубине превращения 65 % и однократном проходе 10 тыс. барре­
лей в сутки сырья с удельным весом 27,0 '‘API (0,8927), интервалом кипения 650—
900 °F (343—482 °C) и содержанием серы 1,2 %масс.
2. Насколько увеличится выход бензина, если каталитический газойль в задаче 1
возвращать в реактор до полной переработки (отбирая из установки продукты не тя­
желее керосинового топлива No 1)? Рассчитайте выход кокса.
3. Оценить прямые эксплуатационные расходы, включая текущие отчисле­
ния, на переработку барреля сырья на установке каталитического крекинга с про­
пускной способностью 20 тыс. баррелей в сутки, если трудовые затраты составляют
900 долл, в сутки, электроэнергия обходится в 0,05 долл, за 1 кВтч, пар — в 3,15 долл,
за 1 тыс. фунтов, топливо — в 2,25 долл, за 1 млн БТЕ, а цеолитный катализатор —
в 3 тыс. долл, затонну.
4. Используя текущие величины затрат на сооружение установки каталитическо­
го крекинга с пропускной способностью 20 тыс. баррелей в сутки и применяя метод
удвоенной амортизации баланса, оценить затраты на переработку барреля сырья, до­
бавляемые амортизационными расходами. Принять срок службы равным 20 годам,
а остаточную стоимость равной затратам на ликвидацию основных средств. Выпол­
нить расчеты для первого года и для первых пяти лег эксплуатации. Сравнить с амор­
тизационными расходами на баррель сырья, вычисленными методом равномерной
амортизации.
5. Для приведенных ниже условий рассчитать: а) массовый процент содержания
водорода в коксе; б) выход кокса; в) соотношение катализатор/сырье.
Содержание кбкса на отработавшем катализаторе
1,50 %масс.
Содержание кокса на регенерированном катализаторе
0,80 %масс.
Скорость подачи воздуха воздуходувкой
155 000 фунтов за час
Скорость подачи углеводородного сырья в реактор
295 000 фунтов за час
6. Оценить себестоимость производства (включая текущие отчисления) 1 галлона
продукта в интервале кипения бензина на установке каталитического крекинга с про­
пускной способностью 20 тыс. баррелей в сутки, если трудовые затраты составляют
1150 долл, в сутки, электроэнергия обходится в 0,06 долл, за 1 кВтч, пар — 2,25 долл,
за 1 тыс. фунтов, топливо — в 2,49 долл, за 1 млн БТЕ, цеолитный катализатор —
в 3 тыс. долл, за тонну, а амортизационные расходы — в 625 тыс. долл, в год. Коэффи­
циент эксплуатации установки равен 96,5 %. Выход бензина С5+ составляет 58 % при
глубине превращения 85 %.
Состав дымового газа (по анализатору Orsat), %об.:
СО
12,0
со2
6,0
О2
0,7
ч
81,3
Всего
100,0

184
Глава 6. Каталитический крекинг
7. Составить полный материальный баланс в массовых и объемных процентах
для установки каталитического крекинга, перерабатывающей на цеолитном ката­
лизаторе при глубине превращения 85 % и однократном проходе 25 тыс. баррелей
в сутки сырья с удельным весом 24,0 °АР1 (0,9100), интервалом кипения 617-950 °F
(325—510 °C) и содержанием серы 0,45 %масс.
8. Для сырья и условий из задачи 7 сравнить затраты на производство 1 барреля
бензина С5+ при значениях глубины превращения 75 и 85 %, принимая прямые экс­
плуатационные расходы постоянными. Для других видов топлива использовать дан­
ные из Oil and Gas Journal.
9. Составить полный материальный баланс в массовых и объемных процентах
для установки каталитического крекинга, перерабатывающей на цеолитном ката­
лизаторе при глубине превращения 70 % и однократном проходе 50 тыс. баррелей
в сутки сырья с удельным весом 23,0 °АР1 (0,9159), интервалом кипения 600—900 °F
(315—482 °C) и содержанием серы 1,5 %масс.
ЛИТЕРАТУРА
Ссылки
1. O’Connor, Р., et al., Hydrocarbon Process. 70(11), pp. 76-84,1991.
2. Nelson, W.L ., Petroleum Refinery Engineering, 4th ed., pp. 759—810, McGraw-Hill Book Co.,
New York, 1958.
3. Ritter, R.E ., Rheaume, L., Welch, W.A ., and Magee, J.S ., Oil Gas J. 79(21),??. 103-106,1981.
4. Murphy, J.R., Personal communication, 1991.
5. Murcia, A.G ., OilGasJ. 90(10), pp. 68-71,1992.
6. Blazek, J.J ., Davison Catalagram, 63, pp. 2 —10,1981.
7. Hydrocarbon Process. 61(9), pp. 155—158,1982.
8. Dale, G.H. and McKay, D.L., Hydrocarbon Process. 56(9), pp. 97-9, 1979.
9. Sloan, H.D., Hydrocarbon Process. 70(11), pp. 99 -102,1991.
10. Hatch, L.F., Hydrocarbon Process. 48(1), pp. 77-88,1969.
11. Mitchell, B.R., Ind. Eng. Chem. Prod. Res. Dev. 19, p. 209,1980.
12. Thomas, C.L., Ind. Eng. Chem. 41, p. 2564,1949.
13. Gruse, W.A. and Stevens, D.R., Chemical Technology of Petroleum, 3rd ed., pp. 375—387,
McGraw-Hill Book Co., New York, 1960.
14. Habib, E.T., et al., Ind. Eng. Chem. Prod. Res. Dev. 16, p. 291, 1977.
15. Avidan, AA., Edwards, M., and Owen, H., Oil Gas J. 88(2), pp. 33 —58, 1990.
16. Anon., Fluid Catalytic Cracking with Molecular Sieve Catalysts, Petro/Chem. Eng., pp. 12 —15,
May 1969.
17. Hemler, C.L., Strother, C.W ., McKay, B.E., and Myers, G.D., Catalytic Conversion ofResidual
Stocks, 1979 NPRA Annual Meeting, San Antonio, TX, March 25—27,1979.
18. Avidan, A.A ., OilGasJ. 90(10), pp. 59-67,1992.
19. Knowlton, H.W., Beck, R.R ., and Melnyk, J.J ., Oil Gas J. 68(45), pp. 57-61,1970.
20. Davey, S.W ., Haley, J.T., and Zhao, X., Davison Catalagram, No. 86, pp. 1-12,1998.
21. Tolen, D.F ., OilGasJ. 79(13),pp. 90-93,1981.

Литература
185
22. Smith, М.Т ., Davison Catalagram, 86, pp. 13-22,1998.
23. Macerato, F. and Anderson, S., OilGasJ. 79(9), pp. 101—106,1981.
24. Elvin, F.J. and Pavel, S.K., Oil Gas J. 89&0), pp. 94-98,1991.
25. Danzinger, F., Groeneveld, L.R., Tracy, W.J., and Macris, A., Oil Gas J. 97(18), pp. 97—106,
1999.
26. Shorey, S.W., Lomas, D.A., and Keesom, W.H., Hydrocarbon Process. 7£(11), pp. 43-51,1999.
27. Murphy, J.R., Oil Gas J. 90(10), pp. 49-58, 1992.
28. Fowle, M.J . and Bent, R.D., Petrol. Refiner. 26(11), pp. 719—727,1947.
Дополнительная литература
, 29. Castiglioni, B.P ., Hydrocarbon Process. 62(2), pp. 35—38,1983.
30. Dean, R.R., Mauleon, J.L .,andLetsch, W.S .,O/7(rasJ. £0(40),pp. 75—80, £0(41),pp. 168—176,
1982.

Глава 7. Каталитический
гидрокрекинг
Хотя гидрирование и является одним из старейших каталитических процессов
в нефтепереработке, его стали широко применять лишь начиная с 1960-х годов. Ин­
терес к гидрокрекингу вызван несколькими факторами, в том числе 1) структурой
спроса на нефтепродукты с сильным уклоном в сторону бензина, дизельного и ре­
активного топлива; 2) доступностью водорода, который по низкой себестоимости
и в большихколичествах производятустановки каталитического риформинга; 3) уже­
сточением экологических нормативов, ограничивающих содержание серы и арома­
тических соединений в моторных топливах.
Промышленный процесс гидрокрекинга, разработанный в 1927 году немецкой
компанией I. G . Farben Industrie, предназначался для переработки бурого угля в бен­
зин. Компания Esso Research and Engineering внедрила его в Германии с целью об­
лагораживания нефтяного сырья и продуктов еще в начале 1930-х годов, но первая
современная установка гидрокрекинга дистиллятов была введена в промышленную
эксплуатацию компанией Chevron лишь в 1958 году [1]. С тех пор были разработаны
улучшенные катализаторы, позволяющие проводить процесс при более низких дав­
лениях, чем предшествующие установки. Спрос на высокооктановый неэтилирован­
ный бензин, дизельные топлива с очень низким содержанием серы и ароматических
соединений, а также на реактивные топлива стимулировал переработку высококипя-
щего сырья в эти виды топлива.
Одной из основных задач всякого НПЗ является сохранение товарного балан­
са. Есть целый ряд способов приведения структуры продукции в соответствие со
спросом, но лишь немногие из них способны сравниться по гибкости с каталити­
ческим гидрокрекингом. Среди преимуществ гидрокрекинга можно перечислить
следующие:
1) лучший баланс между производством бензина и дистиллятов;
2) больший выход фракций в интервале кипения бензина;
3) улучшенное октановое качество и чувствительность бензина;
4) сравнительно высокое содержание изобутана в бутановой фракции;

Глава 7. Каталитический гидрокрекинг
187
5) хорошее дополнение к процессу каталитического крекинга в псевдоожижен­
ном слое при облагораживании тяжелого сырья, ароматических углеводородов, реци­
кловых газойлей и газойлей коксования до бензина, реактивных и дизельных топлив.
На современном НПЗ процессы каталитического крекинга и гидрокрекинга нераз-
рывно связаны.Установка каталитического крекингаперерабатываетлегчекрекируемые
высокопарафиновые атмосферные и вакуумные газойли, установка гидрокрекинга —
более ароматичные газойли каталитического крекинга и коксования [2]. Последние
весьма трудны для каталитического крекинга, но благодаря высоким давлениям и во­
дородной атмосфере сравнительно легко поддаются гидрокрекингу. Новые цеолитсо-
держащие катализаторы улучшают выход и октановое число бензина каталитического
крекинга, снижая объем рециркулятаи выход газа. Но рецикловые газойли трудно кре­
кировать полностью. Одно из возможных решений этой проблемы — использовать их
как компонент топлив, но этот вариант находит ограниченное применение, так как они
горят сравнительно плохо и дают дымящее пламя. Поэтому количество рецикловых
газойлей, которое можно добавлять в дистиллятное нефтяное топливо, ограничено.
Газойли крекинга на цеолитных катализаторах содержат много ароматических соеди­
нений, поэтому представляют собой неплохое сырье для гидрокрекинга. На установ­
ках гидрокрекинга перерабатывают также газойли коксования и вакуумные газойли,
но с более низкой границей отделения, чем у газойлей, предназначенных для FCC.
Иногда в целях производства реактивного топлива и автомобильного бензи­
на в номенклатуру сырья гидрокрекинга включают сырье в интервале кипения ди­
зельных фракций. Для этого подходят как прямогонные газойли, так и газойли FCC,
в некоторых случаях такое сырье полностью состоит из легких рецикловых газойлей.
В последнем“случае продукт доочищают на установке гидроочистки высокого дав­
ления, чтобы снизить содержание ароматических углеводородов и привести высоту
некоптящего пламени в соответствие требованиям спецификаций. Если сырье со­
держит значительные количества легких рецикловых газойлей, при гидрокрекинге
выделяется больше теплоты, а получаемое реактивное топливо характеризуется по­
ниженной высотой некоптящего пламени [3].
Кроме средних дистиллятов и рецикловых газойлей, на установке гидрокрекинга
можно перерабатывать также нефтяные остатки. Для этого обычно нужна несколь­
ко иная технология, и для удобства рассмотрения процессы гидрокрекинга лучше
разделить на два общих типа: на процессы, перерабатывающие дистиллятное сырье
(собственно гидрокрекинг), и процессы, перерабатывающие остаточное сырье (ги­
дропереработка). Обе разновидности схожи, и некоторые компании лицензируют
процессы, способные перерабатывать как дистиллятное, таки остаточное сырье. Од­
нако между ними существуют принципиальные различия, касающиеся типа приме­
няемого катализатора и условий проведения процесса. На стадии проектирования
установки гидрокрекинга процесс можно приспособить к переработке тяжелых
остатков в более легкие газойли или прямогонных бензиновых фракций в сжижен­
ные нефтяные газы (СНГ). После сооружения установки это сделать трудно, так как
при переработке остатков перегонки необходимо принимать во внимание такие фак­
торы, как содержание в сырье асфальтенов, золы и металлов [4,5]. Гидропереработка
рассматривается в главе 8. В табл. 7.1 приведен перечень типичного сырья и продук­
тов гидрокрекинга.

188
Глава 7. Каталитический гидрокрекинг
Типичное сырье гидрокрекинга
Таблица 7.1
Сырье
Продукты
Керосин
Бензиновые фракции
Прямогонные дизельные фракции
Бензиновые фракции или реактивное топливо
Атмосферный газойль
Бензиновые фракции, реактивное топливо или
дизельное топливо
Вакуумный газойль
Бензиновые фракции, реактивное топливо,
дизельное топливо, смазочные масла
Легкий газойль FCC
Бензиновые фракции
Тяжелый. газойль FCC
Бензиновые фракции или дистилляты
Легкий газойль коксования
Тоже
Тяжелый газойль коксования
»■
Источник', см. [3] и [6].
7.1. РЕАКЦИИ ГИДРОКРЕКИНГА
Хотя при гидрокрекинге одновременно протекают сотни химических реакций, со­
гласно общепринятому мнению, механизм гидрокрекинга — эго ни что иное, как ка­
талитический крекинг, совмещенный с гидрированием (рис. 7 .1). Каталитический
крекинг — это разрыв одинарных углерод -углеродных связей, а гидрирование — до­
бавление водорода в двойную углерод-углеродную связь . Ниже приводится пример
разрыва одинарной углерод-углеродной связи с последующим гидрированием.
Крекинг и гидрирование дополняют друг друга: первый дает олефины для гидри­
рования, а второе обеспечивает теплоту для реакций крекинга. Реакция крекинга
идет с поглощением теплоты, реакция гидрирования — с ее выделением . Суммарная
реакция является экзотермической, так при гидрировании выделяется значительно
больше тепла, чем поглощается при крекинге. Избыток тепла повышает температуру
в реакторе и ускоряет реакцию. В целях контроля температуры потокреактора охлаж­
дают холодным водородом, поглощающим избыточную теплоту реакции.
Еще одна реакция, иллюстрирующая взаимодополняющий характер реакций ги­
дрирования и крекинга, — начальное гидрирование конденсированных аромати­
ческих колец до циклопарафинов. Эта реакция способствует увеличению глубины
последующей реакции крекинга колец и превращения малоценных вторичных га­
зойлей в высокоценный продукт.
Реакция еще одного типа, цроисходящая при гидрокрекинге и сопровождающая ре­
акцию крекинга, — изомеризация . Быстрое гидрирование образующихся олефиновых
соединений поддерживает высокую концентрацию высокооктановых изопарафинов
и предотвращает обратную реакцию превращения их в линейные молекулы. Интерес­
ная особенность гидрокрекинга таких соединений заключается в том, что количество
образующегося пропана и более легких газов сравнительно невелико по сравнению
с обычным крекингом. Выход жидких продуктов может достигать 125 % от объема
сырья, так как гидрированные продукты имеют меньший удельный вес, чем сырье.

7.1. Реакции гидрокрекинга
189
н
н
н
н
н
н
Частичное насыщение
«и
у
н„с. -с
Отделение и раскрытие колец
н,3с6-с
НС
н
Нг
с
Xе
н
С'
Нг
4Н2
Н
•С
У
с-сгн5
хнсн
Гидракрекинги изомеризация боковыхцепей
+
изогексан
Рис. 7 .1. Типичные реакции гидрокрекинга
^С-С2Н5
с'
Н
нгс
нгс
Нг
.с.
с'
Нг
<ГН2
с-сгн5
\
н
эталциклогексан
Н
С
С
Н
С-С,н,
*2 *s
,СН
S'
этилбензол

190
Глава 7. Каталитический гидрокрекинг
Реакции гидрокрекинга обычно проводят при средних температурах катализа­
тора от 550 до 750 ’F (от 290 до 400 ’С) и давлениях в реакторе от 1200 до 2200 psig
(от 8275 до 15 200 кПа). Циркуляция больших количеств водорода вместе с сырьем
предотвращает чрезмерное загрязнение катализатора и продлевает цикл его работы
между регенерациями. Для удаления катализаторныхядов и продления срока службы
катализатора необходима тщательная подготовка сырья. Последнее до подачи в пер­
вую ступень гидрокрекинга часто гидроочищают, чтобы удалить соединения серы
и азота, а также металлы; иногда это осуществляется в первом реакторе технологиче­
ской цепи (который в таком случае называется защитным).
7.2. ПОДГОТОВКА СЫРЬЯ
Катализатор гидрокрекинга подвержен отравлению солями металлов, кисло­
родом, органическими соединениями азота и серой, содержащимися в сырье. Для
насыщения олефинов и удаления соединений серы, азота и кислорода сырье под­
вергают гидроочистке. Молекулы, содержащие металлы, расщепляются, а металлы
остаются на катализаторе. Для удаления соединений азота и серы их превращают со­
ответственно в аммиак и сероводород. Хотя органические соединения азота отно­
сят к необратимым катализаторным ядам, аммиак, образующийся при их реакции
с водородом, не оказывает на катализатор необратимого воздействия. Присутствие
сероводорода в низких концентрациях в случае некоторых типов катализаторов ги­
дрокрекинга подавляет насыщение ароматических колец. Этот эффект благоприя­
тен, если целью является максимальное производство бензина, так как способствует
сохранению содержания водорода и получению высокооктанового продукта.
В процессе гидроочистки протекает ряд таких реакций гидрирования, как на­
сыщение олефинов и ароматических колец, но гидрокрекинг в применяемых
условиях процессапракгическине происходит. Экзотермическиереакции обессери­
вания и деазотирования выделяют большое количество теплоты (около 65—75 БТЕ
(2400—2800 кДж) на кубический фут (кубометр) связываемого водорода в н. у.) . Со­
держание соединений азота и серы в сырье во многом определяют суммарную те­
плоту реакции.
Заметный вклад в суммарную теплоту вносит и реакция насыщения олефинов.
Ее теплота составляет около 140 БТЕ (4200 кДж) на кубический фут (кубометр) свя­
зываемого водорода в н. у . В крекированном сырье содержание олефинов очень вы­
соко, и значительную часть суммарной теплоты реакции обеспечивает именно их
насыщение. Но в прямогонном сырье олефинов очень мало, и их влиянием на тепло­
ту реакции можно пренебречь. Суммарная теплота реакции в большинстве установок
гидроочистки, подготавливающих сырье для гидрокрекинга, составляет примерно
25 000-35 000 БТЕ на баррель (166-232 МДж на кубометр) сырья. Кроме удаления со­
единений азота, серы и металлов, необходимо также снизить содержание водыв сырье
до уровня ниже 25 мг/кг, так как в условиях гидрокрекинга водяной пар вызывает раз­
рушение кристаллической структуры катализатора и агломерацию диспергированных
редкоземельных металлов. Для удаления влаги сырье пропускают через осушитель,
содержащий силикагель или молекулярное сито. Исключение — процессы Unicracking

7.3 . Процессы гидрокрекинга
191
и GOFining, способные перерабатывать сырье с содержанием воды до 400—500 мг/кг;
из сырья необходимо удалить лишь свободную воду.
Процессы гидроочистки потребляют в среднем 150—300 куб. футов (27—54 м3) во­
дорода на баррель (кубометр) перерабатываемого сырья.
7.3. ПРОЦЕССЫ ГИДРОКРЕКИНГА
Существует ряд доступных для лицензирования процессов гидрокрекинга; неко­
торые из них перечислены в табл. 7 .2. За исключением процессов H-Oil, LC-Fining,
HYC0N и OCR, все современные процессы гидрокрекинга и гидропереработки осу­
ществляются в нисходящем потоке жидкости, проходящей через неподвижный слой
катализатора. Установка гидрокрекинга может содержать, в зависимости от приме­
няемого процесса и перерабатываемого сырья, одну или две ступени. Технологиче­
ские схемы большинства процессов с неподвижным слоем схожи. Ниже описывается
GOFining как типичный процесс гидрокрекинга в неподвижном слое.
Процессы гидрокрекинга, доступные для лицензирования
Таблица 7.2
Процесс
Компания
Источник
Isomax
Chevron и UOP
[7]
Unicracking
UOP
GOFining
ExxonMobil Research and Engineering
Ultracracking
BP
[8]
Shell
Shell Development Co.
BASF-IFP
Badische Anilin and Soda Fabrik и Французский ин­
ститут нефти (IFR)
Unibon
UOP
GOFining—процесс в неподвижном слое регенерируемого катализатора, представ­
ляющего собой молекулярное сито, импрегнированное редкоземельными металла­
ми. Процесс проводится в одну или две ступени при типичных рабочих температурах
от 660 до 785 °F (от 350до 420 °C) идавлениях от 1000 до 2000psig (от 6900до 13 800 кПа).
Температуру и давление регулируют в зависимости от текущего срока службы катали­
затора, целевой структуры выхода продуктов и свойств сырья.
Решение использовать одно- или двухступенчатую систему принимают в зави­
симости от пропускной способности установки и целевого продукта. В односту­
пенчатой установке путем возврата тяжелых продуктов в реактор можно полностью
превращать в бензин и легкие продукты большинство видов сырья. На рис . 7.2 по­
казана технологическая схема двухступенчатой установки. Одноступенчатая уста­
новка действует по той же схеме, что и первая ступень двухступенчатой установки,
за тем исключением, что нижний продукт колонны фракционирования возвращает­
ся в реактор вместе со свежим сырьем.

1
9
2
Г
л
а
в
а
7
.
К
а
т
а
л
и
т
и
ч
е
с
к
и
й
г
и
д
р
о
к
р
е
к
и
н
г
Легкие прямогонные
_
_
Газ
сЬоакдии С. - С .
Добавочный водород
z------------------------- > -
1
4
Рис. 7 .2 . Двухступенчатая установка гидрокрекинга

7А. Катализаторы гидрокрекинга
193
Свежее сырье смешивается с добавочным водородом и циркулирующим газом
(характеризующимся высоким содержанием водорода) и через теплообменник по­
ступает в первый реактор. Если сырье не гидроочищается, перед первым реактором
гидрокрекинга устанавливают защитный реактор. Необходимо защитить катализа­
торы последующих реакторов превращением органических соединений серы и азота
в сероводород, аммиак и углеводороды, содержащие благородные металлы; для этого
в защитный реактор загружают модифицированный катализатор гидрокрекинга: на­
пример, кобальт-молибденовый или алюмосиликатный. Реактор гидрокрекинга ра­
ботает при температуре, достаточно высокой для превращения 40-50 %об. сырья
в продукт, кипящий ниже 400 °F (205 °C). Поток из реактора проходит через тепло­
обменники и поступает в сепаратор высокого давления, где от него отделяют обога­
щенные водородом газы. Последние после компримирования возвращают в первую
ступень, смешивая с добавочным водородом и свежим сырьем. Жидкий продукт
сепаратора подается в колонну фракционирования. С верха колонны отбирают С4
и более легкие газы, а также (в виде боковых погонов) легкую и тяжелую бензиновые
фракции и продукты, кипящие в интервале реактивных и дизельных топлив. Ниж­
ний продукт колонны используется как сырье для реактора второй ступени. Установ­
ку можно эксплуатировать в режимах максимального выхода бензина и более легких
или реактивных либо дизельных топлив (рис. 7.3).
Нижний продукт колонны фракционирования смешивается с циркулирующим
водородом из второй ступени и через печь подается в реактор второй ступени. В по­
следнем поддерживается температура, достаточная для доведения общей глубины
превращения за один проход через первую и вторую ступень до величины 50—70 %об.
Перед фракционированием продукты первой и второй ступени смешивают.
Реакторы как первой, так и второй ступени содержат несколько слоев катали­
затора. Основная причина разделения слоев
—
необходимость охлаждения проме­
жуточных продуктов водородом в целях ограничения температуры. Кроме того,
перераспределение сырья и водорода в интервале между слоями способствует более
равномерной отработке катализатора.
Если установка эксплуатируется в режиме полного превращения дистиллятного
сырья в бензин, выход жидких продуктов от бутана и тяжелее достигает, как правило,
120-125 % от объема свежего сырья.
7.4. КАТАЛИЗАТОРЫ ГИДРОКРЕКИНГА
Существует целый ряд катализаторов гидрокрекинга; фактическая рецептура вы­
бирается исходя из процесса, свойств сырья и целевых продуктов. Большинство
катализаторов гидрокрекинга состоят из смеси алюмосиликатов с небольшим коли­
чеством редкоземельных металлов, равномерно расцределенных в кристаллической
решетке. Алюмосиликатная часть катализатора обеспечивает активность крекинга,
а редкоземельная промотирует гидрирование. По мере работы установки активность
катализатора снижается, и для увеличения скорости реакции и сохранения глубины
превращения на постоянном уровне температуру в реакторе приходится повышать.
Избирательность катализатора со временем также снижается; как следствие, по мере

194
Гпава 7. Каталитический гидрокрекинг
повышения температуры, необходимого для поддержания глубины превращения,
увеличивается выход газа и уменьшается выход бензиновых фракций. В типичном
случае установка работает от 2 до 4 лет, после чего активность катализатора вслед­
ствие отложения кокса и металлов снижается до уровня, при котором необходима
регенерация. Регенерацию осуществляют выжигом отложений с поверхности ката­
лизатора, после чего его активность возвращается почти до первоначального уровня.
Катализатор можно регенерировать несколько раз; затем его заменяют новым.
Крекирующую активность почти всех катализаторов гидрокрекинга обеспечива­
ет алюмосиликатная основа, но выбор редкоземельных металлов зависит от произ­
водителя. В большинстве случаев применяют платину, палладий, вольфрам и никель.
о
ч
О
Рис. 7.3. Приблизительный расход водорода В процессе гидрокрекинга [9]

7.5. Параметры процесса
195
7.5. ПАРАМЕТРЫ ПРОЦЕССА
Жесткость (интенсивность) реакции гидрокрекинга измеряется степенью превра­
щения сырья в более легкие продукты. Глубина превращения определяется как объ­
емный процент сырья, полностью переходящего в продукты с температурой кипения
ниже заданной. Для сравнения жесткости условий нужно сопоставить глубины пре­
вращениядо продуктов с одной и той же конечной температурой кипения. При равной
глубине превращения более жесткие условия соответствуют тому процессу, который
превращает сырье в продукты с более низкой конечной температурой кипения.
Первичными параметрами процесса являются температура и давление в реакто­
ре, удельная объемная скорость подачи сырья, расход водорода, содержание азота
в сырье и содержание сероводорода в газах. Ниже кратко описывается их влияние
на глубину превращения.
7.5.1. Температура в реакторе
Температура в реакторе — основное средство управления глубиной превращения.
При нормальных условиях прирост температуры на 20 °F (10 °C) почти удваивает ско­
рость реакции, но на глубину превращения влияет не столь сильно, так как в реак­
цию частично вовлекается материал, уже превращенный в продукты с температурой
кипения ниже заданной. По мере протекания цикла работы установки среднюю тем­
пературу необходимо повышать со скоростью 0,1—0,2 ’F/сут, чтобы компенсировать
потерю активности катализатора.
7.5.2. Давление в реакторе
От давления в реакторе зависят парциальные давления водорода и аммиака, кото­
рые, в свою очередь, влияют на глубину превращения. Давления водорода и аммиака
возрастают с увеличением полного давления. Глубина превращения возрастает с уве­
личением парциального давления водорода и снижением парциального давления
аммиака. Однако парциальное давление водорода оказывает более сильное влияние,
поэтому чистым результатом увеличения полного давления является рост глубины
превращения.
7.5.3. Удельная объемная скорость подачи сырья
Удельная объемная скорость подачи сырья представляет собой отношение скоро­
сти подачи жидкого сырья в баррелях за час к объему катализатора в баррелях1. Объем
катализатора постоянен; следовательно, удельная объемная скорость изменяется
прямо пропорционально скорости подачи сырья. При увеличении последней время
контакта сырья с катализатором сокращается и глубина превращения снижается. Для
сохранения глубины превращения при увеличении скорости подачи сырья необхо­
димо увеличивать температуру в реакторе.
1 В российской практике объем сырья и катализатора принято измерять в кубических метрах. — П р и -
меч. науч. ред.

196
Глава 7. Каталитический гидрокрекинг
7.5.4. Содержание азота
Содержание органических соединений азота в сырье имеет большое значение, так
как они снижают активность катализатора. Увеличение содержания органических
соединений азота снижает глубину превращения.
7.5.5. Сероводород
В низких концентрациях сероводород действует как ингибитор насыщения аро­
матических колец. Это экономит водород и повышает октановое число продукта, так
как ароматические бензиновые фракции имеют более высокое октановое число, чем
нафтеновые. Однако реактивное топливо, получаемое в присутствии небольших ко­
личеств сероводорода, имеет очень малую высоту некоптящего пламени В высоких
концентрациях сероводород ускоряет коррозию оборудования и снижает крекирую­
щую активность катализатора.
7.5.6. Тяжелые полициклические ароматические
углеводороды
При реакциях гидрокрекинга образуются небольшие количества тяжелых поли­
циклических ароматических углеводородов, которые из-за рециркуляции нижнего
продукта колонны фракционирования могут накапливаться до концентраций, вы­
зывающих загрязнение поверхностей теплообменников и другого оборудования.
Для решения этой проблемы может потребоваться снизить конечную температуру
кипения сырья или отвести часть рециркулята; это позволит удалить нежелатель­
ные соединения [10].
7.6. ВЫХОД ПРОДУКТОВ ГИДРОКРЕКИНГА
Выход продуктов гидрокрекинга зависит от типа нефти, предшествующих про­
цессов переработки, типа и активности применяемого катализатора, а также ра­
бочих условий процесса. В табл. 7.3 приведены типичные величины выхода
из прямогонного и крекированного сырья в зависимости от главного целевого про­
дукта. В рамках практического примера величины выхода бензина гидрокрекинга
как основного продукта можно рассчитать по диаграммам и зависимостям, разрабо­
танным Нельсоном [8, 10, 11]. Исходными данными для расчетов являются харак­
теристический коэффициент Уотсона (К) сырья и расход водорода в нормальных
куб. футах на баррель сырья . На основании этих данных проводится следующий
расчет.
1. С помощью рис. 7 .4 определяется объемный выход бензиновых фракций
(Cs—180 °F, или Cs—82 °C).
2. По данным рис . 7.5, найденному выходу (в %об.) бензиновой фракции
(С5—180 °F, или Cs-82 °C) и Kw сырья определяется выход (в %об.) бензиновой фрак­
ции (180-400 °F°, или 82-204 °C).
3. Вычисляется выход жидких бутанов, %об.:

7.6. Выход продуктов гидрокрекинга
197
Выход жидкого изобутана = 0,377 [Выход жидкой фракции (Cs-180 °F), %об.];
Выход жидкого нормального бутана=0,186 [Выход жидкой фракции (С5—180 °F), %об.].
4. Рассчитывается выход пропана и более легких углеводородов, %масс.:
Выходпропана илегкихуглеводородов=1,0+0,09 [Выходжидкойфракции (Cs—180°F), %об.].
Выход продуктов гидрокрекинга
Таблица 7.3
Бензиновые
фракции
Реактивное
топливо
Дизельное
топливо
Выход доя сырья (газойль коксования и декантат
ТСС), %об.:
бутаны
17
8
5
С5—180 °F(C5—82 °C)
32
15
9
180-380 °F (82-193 °C)
81
24
20
реактивное или дизельное топливо
-
74
84
всего
130
121
118
Выход для сырья (газойля коксования и деканта­
та ТСС), %об. от сырья:
бутаны ■/
С5—185 °F (85 °C)
180—435 °F (82—224 °C)
дизельное топливо 435-650 °F (224-343 °C)
газойль > 650 °F (> 343 °C)
всего
5,2
8,8
31.8
33.8
35,0
114,6
Источник: см. [6].
Далее необходимо составить массовый и водородный балансы установки. Удель­
ный вес продуктов можно вычислить по величине коэффициента определяемого
согласно рис. 7.5, и средним температурам кипения фракций С5—180 °F, 180-400 °F
и 400 °F+, равным соответственно 131, 281 и 460 °F. Удельный вес фракции 400 °F+
определяется по разности. В суммарную массу сырья следует включить химическое
потребление водорода.
Содержание водорода в продуктах можно оценить по массовому проценту со­
держания водорода в каждой фракции, за исключением тяжелой (180—400 °F), для
которой оно определяется по рис. 7 .6 [12]. Тяжелая фракция является высоконафте-
новой и содержит от 13,3 до 14,5 %масс. (в среднем 13,9 %масс.) водорода. Потеря
водорода на растворение в продуктах принимается равной 1 фунту на баррель сырья
(от0,8до 1,3 фунта водорода на баррель сырья) [9].

198
Глава 7, Каталитический гидрокрекинг
Рис. 7 .4. Зависимости между выходами продуктов гидрокрекинга с интервалами кипения
С5-180 °F (Cs-82 °C) и 180—400 °F (82-204 °C) [9]
Следует заметить, что если выход фракции С5—180°F (С5-82 ”С) превышает
25-30 %об„ то выход тяжелой фракции (180-400 °F, или 82—204 °C) определяется
по кривой с отрицательным наклоном. Это чревато потерей части прибыли, посколь­
ку тяжелая фракция расщепляется на легкие продукты. В данном случае гидрокре­
кинг следует проводить при менее жестких условиях.
Состав газов С3_ зависит от свойств сырья и рабочих условий. В рамках предвари­
тельных исследований можно принять следующий состав:
%мол.
%масс.
С,
20
8,8
С2
15
12,4
Ц
65
78,8
Всего
100
100,0

7.6 . Выход продуктов гидрокрекинга
199
Рис. 7 .5. Характеристические коэффициенты продуктов гидрокрекинга [11]
Рис. 7 .6. Содержание водорода в углеводородах [13]

200
Глава 7. Каталитический гидрокрекинг
Данные значения были определены усреднением состава газов, полученных при
переработке сырья 13 различных видов — от прямогонного газойля до газойлей кок­
сования и FCC. Для случаев эксплуатации в режиме полного выхода бензина или наи­
большего выхода жидких продуктов в интервале кипения реактивных топлив был
получен такой же, в пределах погрешности, состав газов С3 .
7.7. КАПИТАЛЬНЫЕ И ЭКСПЛУАТАЦИОННЫЕ
ЗАТРАТЫ
Капитальные затраты на установки каталитического гидрокрекинга можно оце­
нить по диаграмме на рис. 7.7. В табл. 7 .4 перечислены виды капитальных затрат для
рис. 7.7, а также потребность в энергоносителях.
Пропускная способность по сырью, тыс. баррелей за рабочие сутки
Рис. 7.7. Капитальные затраты на установки каталитического гидрокрекинга для условий северо­
американского побережья Мексиканского залива по состоянию на 2005 год (см. табл. 7.4).

7.7. Капитальные и эксплуатационные затраты
201
Затраты на установки каталитического гидрокрекинга
Таблица 7.4
Вид затрат
Сумма
Учтенные затраты:
1) стабилизация бензина;
2) разделение на два продукта;
3) все оборудование для подогрева сырья, проведения реакции
и циркуляции водорода;
4) удаление сероводорода из циркулирующего водорода;
5) теплообменники для охлаждения продуктов до температуры
окружающей среды;
6) централизованная система управления;
7) компрессоры для циркулирующего водорода с приводом
от электродвигателей
Неучтенные затраты:
1) начальная загрузка катализатора, около 175 долл, на баррель
пропускной способности;
2) оборудование для производства и снабжения водородом;
3) резервные компрессоры для циркулирующего водорода;
4) извлечеййе из газа бутана и других компонентов;
5) фракционирование сырья;
6) переработка сероводорода в серу;
7) обустройство снабжения охлаждающей водой, паром и электро­
энергией;
8) фиксированные отчисления
Отчисления:
текущие в размере 0,15-0,25 долл, за баррель сырья;
фиксированные в размере 150-250 долл, за баррель пропускной
способности в сутки
Расход энергоносителей (на баррель сырья):
расход водорода, н. куб. футов
пар, фунтов
электроэнергия, кВтч
*
охлаждающая вода, галлонов (ДГ = 30 °F)
топливо (низшая теплотворная способность), млн БТЕ
замена катализатора, долл.
1000
50
8
300
од
0,08
2000
75
13
450
0,2
0,16
3000
100
18
600
о,з
0,32
а С учетом электропривода компрессоров рециркулирующего водорода.
Примечание. См. рис . 7.8.

202
Глава 7. Каталитический гидрокрекинг
7.8. РЕЖИМЫ РАБОТЫ УСТАНОВКИ
ГИДРОКРЕКИНГА
Из-за высоких рабочих давлений (от 1800 до 2500 psig (120—170 бар, или
12,4—17,4 МПа)) работа установки гидрокрекинга в режиме полного превращения
весьма дорогостояща с точки зрения как начальных капитальных, так и прямых экс­
плуатационных затрат. В результате установки, рассчитанные на работу при более
низких давлениях, дают выгоду за счет низкой себестоимости. Это так называемые
установки неглубокого гидрокрекинга (МНС) и установки гидрокрекинга при уме­
ренном давлении (МРНС). Согласно терминологии UOP, последние называются
установками частичного превращения [14]. Установки МНС работают при давлени­
ях 800—1200 psig (55—82 бар, или 5,5—8,3 МПа), установки МРНС — при давлениях
1400—1500 psig (95—102 бар, или 9,7—10,3 МПа).
Установки МНС часто используют, чтобы снизить содержание серы и азота в сырье
каталитического крекинга при одновременном увеличении количества производи­
мых среднедистиллятных (дизельных) компонентов топлив. Гидрокрекинг пря­
могонного вакуумного газойля может давать до 30 % широкой дизельной фракции
с цетановым индексом от 30 до 40 [15].
Установки МРНС, работающие при более высоких давлениях и обходящиеся
в 1,5—1,8 раза дороже установок МНС, могут давать 35—40 % широкой дизельной
фракции с цетановым индексом от 45 до 50. Их можно также эксплуатировать в ре­
жиме выхода 10-20 % керосина с высотой некоптящего пламени 15—20 мм [14].
При капитальных и эксплуатационных затратах, составляющих 50-80 % от затрат
на установки полного превращения, установки МНС и МРНС дают больше высоко­
качественных среднедистиллятных продуктов.
7.9. ПРАКТИЧЕСКИЙ ПРИМЕР:
УСТАНОВКА ГИДРОКРЕКИНГА
Материальный баланс и расход энергоносителей установки гидрокрекинга пока­
заны соответственно в табл. 7 .5 и 7.6.
Таблица 7.5
Материальный баланс установки гидрокрекинга: пропускная способность НПЗ 100 тыс. баррелей
за календарные сутки, нефть месторождения Норт-Слоуп (10 621 баррелей свежего сырья
за календарные сутки, расход водорода 2000 н. куб . футов на баррель)
Компонент
%об.
Бар­
релей
за сутки
Удель­
ный вес,
‘API
(Фунт/ч) /
барр./сут
Фунтов
за час
Сера,
%масс.
Сера,
фунтов
за час
Сырье
Газойль коксования 38,6 4103
14,3
14,16
58114 1,98 1151 10,56
Газойль FCC
61,4 6517
12,6
14,32 93 352 0,17
158 10,44

7.9. Практический пример: установка гидрокрекинга
203
Окончание табл. 7.5
Компонент
%об.
Бар­
релей
за сутки
Удель­
ный вес,
°АР1
(Фунт/ч) /
барр./сут
Фунтов
за час
Сера,
%масс.
Сера,
фунтов
за час А,
Всего
100,0 10 621 13,3
14,26 151456
1309
Расход водорода, н. куб .
футов на баррель
2000
4671
Всего
156 137
Продукт
H2S, %масс.
0,89
1391
1309
С3, %масс.
1,72
1603
изо-С4
2,89
307
8,22
2523
я-С4
1,43
151
8,51
1289
С5—180 Т
7,7
817
77,1
9,90
8096
12,37
180-400 °F
28,12 2937
47,1
11,56 34 519
11,42
400-520 'F
79,5 8441
32,2
12,61 106 716
11,25
Всего
120,9 12 841
156 137
* Для получения удельного расхода 2301 н. куб. футов на баррель сырья часовой расход во­
дорода увеличивается на 702 фунта за час.
Н,, %масс. Фунтов за час Н2, фунтов за час
Баланс водорода, расход
H2S
1391
82
С3
20,0
1603
321
17,2
3805
654
С5—180 °F(CS—82 ’С)
15,3
8053
1231
180-400 Т (82-204 °C)
13,9
34 519
4798
400-520 °F (204-271 ’С)
12,1
106439
12 870
Н2 в растворе (1 фунт на баррель сырья)
443
Всего
20 399
Баланс водорода, поступление
Газойль коксования
10,0
58114
5791
Газойль FCC
9,9
93 352
9235
Водород
100,0
4671
4671
Всего
19 697
Добавочный Н?
702
Всего
20 399

204
Глава 7. Каталитический гидрокрекинг
Таблица 7.6
Расход катализатора гидрокрекинга и энергоносителей
Пар, тыс. фунтов за сутки
797
Электроэнергия, тыс. кВт/сут
138
Охлаждающая вода, галлонов в минуту з,з
Топливо, млн БТЕ/сут
2124
Катализатор, долл./сут'
*1062
ЗАДАЧИ
1. Сырье гидрокрекинга кипит в интервале 650—920 °F (343—495 °C), имеет удель­
ный вес 23,7 "API п содержит 1,7 %масс. серы . При расходе водорода 1500 н. куб .
футов на баррель и скорости подачи сырья 7500 баррелей за рабочие сутки опреде­
лить: а) суммарный расход водорода; б) объем в баррелях бензина, производимого
за сутки; в) объем в баррелях реактивного топлива, производимого за сутки.
2. Вычислить скорость подачи сырья из задачи 1 (в баррелях за сутки), необхо­
димую для производства изобутана в количестве, достаточном для снабжения им
установки алкилирования, производящей 3500 баррелей алкилата за сутки. Принять
расход водорода на гидрокрекинг равным 1750 н. куб . футов на баррель сырья; для
производства 1 барреля алкилата необходимо 0,65 барреля изобутена.
3. Оценить характеристические коэффициенты фракций бензина и реактивных
топлив, производимых установкой гидрокрекинга, для сырья и условий задачи 1.
4. Составить полный материальный баланс (в том числе баланс водорода) для
установки гидрокрекинга, перерабатывающей за сутки 10 тыс. баррелей сырья, име­
ющего удельный вес 26,5 "API, характеристический коэффициент 12,1 и содержа­
щего 0,7 %масс. серы, 0,3 %масс. азота и 0,15 %масс. кислорода. Расход водорода
на гидрокрекинг составляет 2000 н. куб . футов на баррель сырья .
5. Вычислить прямые эксплуатационные расходы, исключая трудовые затра­
ты, на переработку 1 барреля сырья установки гидрокрекинга, перерабатывающей
за сутки 10 тыс. баррелей сырья, при расходе водорода 1780 н. куб . футов на баррель
сырья и себестоимости 3,00 долл, за 1 тыс. н. куб. футов.
6. Вычислить суммарный расход водорода на установке гидрокрекинга, пере­
рабатывающей за сутки 10 тыс. баррелей сырья, кипящего в интервале 617—950 °F
(325—510 °C), имеющего удельный вес 24,0 "API и содержащего 0,45 %масс. серы,
0,18 %масс. азота и 0,11 %масс. кислорода. Продуктом этой установки является ис­
ключительно бензин.
7. Сравнить себестоимость производства 1 барреля бензина на установках ги­
дрокрекинга и каталитического крекинга, перерабатывающих сырье из задач 6 и 7
главы 6, используя данные затрат из задачи 6 главы 6 и принимая трудовые затраты
для установок равными. Себестоимость водорода равна 3,00 долл, за 1 тыс. н . куб.
футов.
8. Вычислить расход водорода и объем производства реактивного топлива
для условий задачи 6, если установка работает в режиме максимального выхода

Литература
205
реактивного топлива (фракция с удельным весом 45 "API). Сколько бензина будет
при этом произведено?
9. Используя данные затрат из задачи 6 главы 6 и взяв цены на продукты из теку­
щего выпуска Oil and Gas Journal, оценить затраты на гидрокрекинг и добавленную
стоимость в расчете на баррель жидкого продукта.
ЛИТЕРАТУРА
Ссылки
1. Bridge, А.В ., Personal communication, 1986.
2. Murphy, J.R., Smith, M.R., and Viens, C.H ., Oil Gas J. 68(23), pp. 108-112,1970.
3. Tajbl, D.G ., Petroleum Refining Handbook, Myers, R.A. (Ed.), McGraw-Hill Book Co., New
York, 1986, Sections 2.35—2 .42.
4. Hydrocarbon Process. 49(9), pp. 167—173,1970.
5. Petro/Chem. Eng. 41(5), pp. 30 -52,1969.
6. Baral, W.J. and Miller, J.R., Hydrocracking—a Rouse to Superior Distillate Products from Heavy
Oil, Kellogg Symposium on Heavy Oh Upgrading, Nice, France, September 16,1982.
7. Watkins, C.H. and Jacobs, W.L., Hydrocarbon Process. 45(5), pp. 159-164,1966.
8. Nelson, W.L ., Oil Gas J. 65(26), pp. 84—85,1967.
9. Pedersen, B.S ., Elkwall, G.R ., Gruia, A.J., Humbach, M.J., Kauff, DA, and Meurling, P.J.,
UOP Technologyconference, 1990.
10. Nelson, W.L., OilGasJ. 71(44), p. 108, 1973.
11. Nelson, W.L., Oil Gas J. 69(9), pp. 64—65,1971.
12. Hougen, D.A. and Watson, K.M ., Chemical Process Principles, W. 1, John Wiley & Sons, New
York, 1943, p. 333.
13. Hougan, D.A. and Watson, K.M., Industrial Chemical Calculations, John Wiley & Sons, New
York, 1938.
14. Hunter, M.G ., Pappal, D.A., and Pesek, C.L., Handbook ofPetroleum Refining Processes, 2nd
ed., Meyers, RA. (Ed.), McGraw-Hill Book Co., New York, 1997, Sections 7.3 —7 .20.
15. Shorey, S.W., Lomas, D.A., and Keesom, W.H., Hydrocarbon Process. Z£(ll),pp. 43—51, 1999.
Дополнительная литература
16. Ward, J.W ., Hansford, R.C., Reichle, A.D., and Sosnowski, J., Oil Gas J. 71(22), pp. 69—73
(1973).
17. Nelson, W.L ., OilGasJ. 65(26), 84 (1967).
18. VanDriesen, R.P., Altering Today’s Refinery, Energy Bureau Conference on Petroleum Refining,
Houston, September 28, 1981.
19. Bridge, A.G., Handbook ofPetroleum Refining Processes, 2nd ed., Meyers, R.A . (Ed.), McGraw-
Hill Book Co., New York, 1997, Sections 7.21—7.40.
20. Ibid., Sections 7.41—7.49.

Глава 8. Гидропереработка
и переработка
остатков
Остатки — это наиболее трудно перерабатываемые фракции нефти, к которым
обычно относят остаток атмосферной перегонки с нижней границей кипения 650 °F
(343 ’С) и остаток вакуумной перегонки с нижней границей кипения 1050 °F (566 °C).
В обоих случаях остаток содержит больше серы, азота и металлов, чем исходная
нефть, из которой его получили. Кроме того, соотношение водород/углерод в мо­
лекулах остатка (особенно вакуумного) значительно ниже, чем в молекулах нефти.
В последние годы плотность добываемой нефти, а также содержание в ней серы
и фракций с начальной температурой кипения выше 1050 °F (566 °C) продолжают
расти. В прошлом такие остатки перерабатывали в асфальт (если позволяло качество
нефти) или тяжелое нефтяное топливо (No 6, или мазут). Из -за жестких экологиче­
ских ограничений использовать остатки для получения тяжелых топлив стало значи­
тельно труднее и дороже, и все большую их часть приходится перерабатывать на НПЗ
в сырье для процессов превращения в компоненты моторных топлив.
Высокий потенциал коксообразования остатков, обусловленный низким со­
отношением водород/углерод в их молекулах (об этом свидетельствует величина
коксуемости (коксового остатка) по Рамсботгому и Конрадсону), вызывает бы­
струю деактивацию и увеличение расходов на катализатор, причем никель и ва­
надий остатков действуют как катализаторы реакций образования кокса и легких
газообразных углеводородов. Поэтому атмосферные остатки обычно перерабаты­
вают в каталитических процессах, а вакуумные — в некаталитических. Атмосфер­
ные остатки чаще всего перерабатывают на установках каталитического крекинга
и гидропереработки. Для переработки вакуумных остатков применяют такие тер­
мические процессы, как замедленное коксование и Flexicoking, или экстракцию
растворителями.
8.1. СОСТАВ ВАКУУМНЫХ ОСТАТКОВ
Остатки вакуумной перегонки — это сложные смеси высокомолекулярных и вы-
сококипящих веществ, содержащих тысячи углеводородных и других органических

8.1. Состав вакуумных остатков
207
соединений. Переработка остатков доставляет больше проблем, чем переработка лю­
бого дистиллятного сырья [1]. Состав остатков очень сложен, поэтому его трудно вы­
разить каким-либо способом, полезным для технологии переработки.
Опубликованы результаты исследований с применением технологий экстракции
растворителями для разделения вакуумных остатков на фракции, свойства которых
можно связать с методами и результатами переработки [2, 3]. Сначала из вакуумного
остатка с помощью жидкого пропана извлекали масляную фракцию. Затем из полу­
ченного остатка жидким w-пентаном, «-гексаном или «-гептаном извлекали фрак­
цию смол. Остаток, нерастворимый в пропане и высших углеводородах, называется
асфальтеновой фракцией.
В докладе, представленном на конференции Американского института инжене­
ров-химиков [2], Хенсли и его коллеги из Amoco Research обобщили сведения о свой­
ствах фракций. Ниже кратко излагаются выводы, следующие из этого доклада.
Фракция асфальтенов имеет очень низкое соотношение водород/углерод и со­
стоит из высококонденсированных циклических соединений с преобладающей
молекулярной массой в интервале от 5000 до 10 000 (масс-спектрометрические
методы позволяют оценивать молекулярные массы лишь на порядок ниже). Дис­
кообразные гроздья (слоев) этих конденсированных циклических структур удер­
живаются вместе валентными связями между такими гетероатомами, как сера,
кислород и металлы, образуя молекулы асфальтенов. Обоснование данной тео­
рии содержится в работе Боннэ [4]. Молекула асфальтена содержит от 3 до 5 таких
гроздьев, состоящих из конденсированных ароматических и нафтеновых колец
с парафиновыми боковыми цепями. Слои удерживаются вместе гетеросоедине­
ниями серьЕ или азота либо полиметиленовыми мостиками, тиоэфирными свя­
зями, а также комплексами ванадия и никеля. Разделение слоев сопровождается
удалением серы и ванадия. Существенной особенностью асфальтеновой фракции
является то, что она содержит 80—90 % всего металла (никеля и ванадия) нефти.
Судя по всему, 25—35 % этих металлов содержится в порфириновых структурах,
а остальная часть — в органических структурах неопределенных типов . Асфальте­
новая фракция содержит больше серы и азота, а также коксообразующих соедине­
ний (о чем говорит величина углеродного остатка по Рамсботтому и Конрадсону),
чем вакуумный остаток. На рис. 8.1 показана гипотетическая структура молекулы
асфальтена, предложенная Бриджем и соавторами из Chevron. Вакуумные остат­
ки нефтей, исследованные Хенсли методом экстракции «-гептаном, содержали
от 2 до 15 %масс. асфальтенов. Результаты на аналогичных нефтях, полученные
Росси с соавторами экстракцией «-пентаном, показали содержание асфальтенов
до 25 %масс. [3].
Кроме ароматических соединений с конденсированными кольцами, фракция
смол содержит значительное количество парафиновых структур, играя роль рас­
творителя асфальтенов. Средняя молекулярная масса смол, определенная методом
экстракции растворителями, составляет от 600 до 5000 единиц. Концентрация серы
примерно таже, что и в вакуумных остатках. Смолы содержат от 10 до 20 % всего ме­
талла нефти.
Масляная фракция содержит много парафинов и крайне мало металлов. Соедине­
ний серы и азота в ней гораздо меньше, чем в вакуумном остатке.

208
Глава 8. Гидропереработка и переработка остатков
Рис. 8.1. Гипотетическая структура молекулы асфальтена [5]
8.2. ВАРИАНТЫ ПЕРЕРАБОТКИ
Основные процессы превращения остатков в продукты, пользующиеся спросом
(или снижения выхода из них продуктов, спрос на которые низок), известны уже
давно и продолжают улучшаться. Такие процессы можно подразделить на каталити­
ческие и некаталитические. В каталитических процессах обычно перерабатывают ат­
мосферный остаток. К ним относятся процессы тидропереработки в неподвижном
слое (а также в кипящем или движущемся) и каталитического крекинга в псевдоожи­
женном слое. В число некаталитических процессов, которые обычно используют для
переработки вакуумных остатков, входят экстракция растворителями, замедленное
коксование и флексикокинг

8.3. Гидропереработка
209
8.3. ГИДРОПЕРЕРАБОТКА
Гидропереработка — это собирательное название для процессов, направленных
на снижение интервала кипения, а также на удаление значительных количеств таких
примесей, как металлы, соединения серы и азота, а также веществ с высоким кок­
сообразующим потенциалом. Такие современные процессы с неподвижным слоем,
как Residfining, ARDS (десульфуризация атмосферных остатков), VRDS (десульфури­
зация вакуумных остатков), RESID HDS (гидродесульфуризация остатков) и про­
цессы с кипящим слоем Н-Oil и LC-fining, относятся скорее к этой категории, чем
к процессам гидрокрекинга. Глубина превращения процессов гидропереработки
можетдостигать 25—65 %. Процессы такого рода называют также процессами гидро­
превращения, гидрооблагораживания или гидрообессеривания остатков.
На НПЗ США гидропереработку используют при подготовке сырья для устано­
вок крекинга и коксования. Хотя в качестве сырья могут использоваться вакуумные
остатки, большинство установок перерабатывают атмосферные остатки, что улуч­
шает общие показатели работы установки и позволяет максимально снизить содер­
жание примесей в остатках 1050 °F+ (566 *С+). Кроме того, атмосферные остатки
отличаются меньшими значениями вязкости и содержанием примесей, чем ваку­
умные. Тяжелую бензиновую фракцию обычно подвергают каталитическому ри­
формингу для повышения октанового числа, атмосферный газойль гидроочищают
для снижения содержания ароматических углеводородов и увеличения цетанового
числа, вакуумный газойль используют как сырье для обычных установок FCC, а ва­
куумный остаток направляют на установку крекинга тяжелого сырья или установку
коксования. « .
За исключением H-Oil, LC-fining, HYC0Nи OCR, процессы проводятся в реакторах
с неподвижным слоем и обычно требуют прерывания работы установки для замены
катализатора, когда его активность падает ниже приемлемого уровня. На рис . 8 .2 по­
казана типичная схема процесса с неподвижным слоем. Последовательность опера­
ций в процессах с кипящим слоем примерно такая же.
Все установки работают при очень высоких давлениях выше 2000 psig
(13,9 МПа) — обычно ближе к 3000 psig (20,8 МПа) — и низкой часовой удельной
объемной скорости (от 0,2 до 0,5 ч~‘). Низкая удельная скорость и высокое давле­
ние ограничивают пропускную способность одной реакторной линии величинами
от 30 000 до 40 000 баррелей (от 4760 до 6360 м3) за рабочие сутки. Каждая линия
обычно имеет защитный реактор для снижения содержания металлов и коксообра­
зующего потенциала сырья. За защитным реактором следует цепь из трех -четырех
реакторов гидропереработки. Катализатор защитного реактора на крупнопористой
(от 150 до 200 А) алюмосиликатной подложке содержит небольшое количество таких
гидрирующих металлов, как кобальт и молибден. Выбор катализаторов для осталь­
ных реакторов определяется сырьем и целевой глубиной превращения. Эти ката­
лизаторы могут иметь различную пористость, размеры частиц и активные металлы
различных типов (т. е. могут быть, например, кобальт-молибденовыми или никель­
молибденовыми) и концентраций. Типичный размер пор составляет от 80 до 100 А.
Технологическаясхема, показаннаянарис. 8.2 [3,6], весьма схожа со схемойгидро-
крекинга, если не считать установки экстракции аминовым раствором сероводорода

2
1
0
Г
л
а
в
а
8
.
Г
и
д
р
о
п
е
р
е
р
а
б
о
т
к
а
и
п
е
р
е
р
а
б
о
т
к
а
о
с
т
а
т
к
о
в
Рис. 8 .2 . Установка гидропереработки RESIDfining компании ExxonMobil. (Публикуется с разрешения ExxonMobil
Research and Engineering.)

8.4. Процессы гидрокрекинга в кипящем слое катализатора
211
из циркулирующего водорода и входного реактора для защиты катализаторов после­
дующих реакторов. Тяжелое сырье, поступающее с установки атмосферной перегон­
ки, пропускают через двух- или трехступенчатую установку обессоливания. Таким
образом из сырья максимально возможно удаляют органические соли и взвешенные
твердые частицы, концентрирующиеся в остатках перегонки. Атмосферные остат­
ки перед подачей на установку гидропереработки фильтруют, чтобы удалить части­
цы размерами крупнее 25 А, смешивают с циркулирующим водородом, подогревают
до температуры реакции и подают в верхнюю часть защитного реактора. В верхней
секции реактора улавливаются мелкие твердые частицы и большая часть металлов,
содержащихся в сырье. В защитном реакторе происходит существенное снижение
коксуемости; в результате сырье, поступающее в последующие реакторы, содержит
мало металлов и коксообразующих компонентов.
В следующих трех-четырех реакторах происходит удаление серы и азота, а также
крекинг фракции 1050 ”F+ (566 *С+) до более низкокипящих соединений. Углево­
дородный поток после отделения циркулирующего водорода фракционируют в ат­
мосферных или вакуумных ректификационных колоннах. В табл. 8.1 показаны
результаты тидропереработки тяжелой венесуэльской нефти из месторождения Jobo.
Результаты тидропереработки тяжелой нефти Jobo
Таблица 8.1
Показатель
Сырье
Продукт
Удельнь^й вес, 'API (относительная плотность) 8,5 (1,0107) 22,7 (0,9176)
Содержание серы, %масс.
4,0
0,8
Содержание никеля, мг/кг
89
5
Содержание ванадия, мг/кг
440
19
Остаток, %масс.
13,8
2,8
Источник: см. [1].
8.4. ПРОЦЕССЫ ГИДРОКРЕКИНГА В КИПЯЩЕМ
СЛОЕ КАТАЛИЗАТОРА
В настоящее время лицензируются два типа процессов в кипящем слое катализа­
тора. Это процессы Н-ОПи LC-fining, разработанные соответственно компаниями Hy­
drocarbon Research Inc. {HRI), Cities Service и C-ELummus. Процессы LC-fining и H-Oil
предназначены для переработки такого тяжелого сырья, как атмосферные или ва­
куумные остатки. Применяемые в них катализаторы обладают достаточной актив­
ностью удаления металлов, гидроочистки и крекинга. Упрощенные технологические
схемы процессаLC-fining показаны на рис. 8 .3 .
Для процессов, в которых псевдоожижение слоя осуществляется смесью жид­
костей и газов, а не только газами, HRI и C-E Lummus выбрали название процессов
кипящего слоя. Установки HRI и Lummus используют схожие технологии, но имеют
разное конструктивное исполнение [2, 7,8].

2
1
2
Г
л
а
в
а
8
.
Г
и
д
р
о
п
е
р
е
р
а
б
о
т
к
а
и
п
е
р
е
р
а
б
о
т
к
а
о
с
т
а
т
к
о
в
Рис. 8 .3 . Реактор кипящего слоя (а) и установка LC-finlng для гидропереработки в кипящем слое (б)

8.4 . Процессы гидрокрекинга в кипящем слое катализатора
213
Подогретое сырье, атакже циркулирующийидобавочный водород подаются в пер­
вый реактор установки. Жидкость поднимается через слой катализатора, поддержи­
ваемый в разрыхленном (псевдоожиженном) состоянии. Поток из реактора первой
ступени поступает во второй реактор, где происходит дополнительное превращение.
Продукт последнего реактора проходит через теплообменник и подается в сепаратор
высокого давления, где осуществляется отделение циркулирующего газа. Жидкость
из сепаратора направляется в испарительную камеру низкого давления для удаления
оставшихся газов. Затем жидкость под низким давлением подается в ректификаци­
онную колонну для разделения на продукты. Рабочее давление установки Н-Oil вы­
бирается в зависимости оттемпературы кипения сырья и в случае вакуумного остатка
доходит до 3000 psig (21 МПа). Рабочая температура зависит от сырья и заданной глу­
бины превращения, но обычно находится в пределах 800-850 °F (425-455 ’С).
Одно из главных преимуществ процесса в кипящем слое — возможность добавле­
ния и отбора катализатора во время работы. Это позволяет регенерировать катализа­
тор, не прерывая работуустановки. Так как установка в течение всего цикла работает
на равновесном катализаторе, стабильность качества сырья и рабочих условий обе­
спечивает постоянство выхода и качества продуктов. Это значительно повышает эф­
фективность работы НПЗ.
Другое достоинство реакторов с кипящим слоем — это то, что мелкие твердые части­
цы вымываются из реактора, не накапливаясь в нем и не увеличивая перепад давлений.
Чтобы скорости были достаточно высокими для поддержания слоя в разрыхлен­
ном состоянии, уменьшения возможности образования каналов, контроля скоростей
реакций и отвода теплоты экзотермических реакций гидрирования, часть потока
каждого слоя-необходимо возвращать на вход реактора . Такое обратное смешение
снижает концентрации реагентов и скорости реакций по сравнению с реакторами
с неподвижным слоем (режим течения в которых является пробковым). Согласно ре­
зультатам работы, выполненной в Shell [9], для получения одной и той же глубины
превращения реакторы с кипящим слоем требуют в три раза больше катализатора
на баррель сырья, чем реакторы с неподвижным слоем.
В табл. 8.2 приведен типичный выход продуктов крекинга установки LC-fining.
Выход продуктов процесса LC-fining
Таблица 8.2
Показатель
Атмосферный
остаток
Вакуумный
остаток
Сырье
Удельный вес, °АР1
15,7
10,7
Сера, %масс.
2,7
3,2
Коксуемость по Рамсботгому, %масс.
9,4
—
Металлы
Ванадий, мг/кг
110
147
Никель, мг/кг
27
35

214
Глава 8. Гидропереработка и переработка остатков
Окончание табл. 8 .2
Показатель
Атмосферный
остаток
Вакуумный
остаток
Фракция с верхней границей кипения 1050 °F (56б°С), %об.
55,0
33,2
Фракция с нижней границей кипения 1050 ‘F (566 °C), %об.
45,0
66,8
Выход
Газ, С3, н. куб . футов на баррель (н. м’на кубометр) сырья
350 (62)
590 (105)
Бензиновая фракция, С4—400 °F (Сч—204 °C), %об.
17,8
13,1
удельный вес, "API
61,0
64,0
сера, %масс.
<0,1
0,04
Керосин, 400-500 °F (204-260 °C), %об.
10,2
8,9
удельный вес, ‘API
38,8
37,2
сера, %масс.
0,1
0,1
Атмосферный газойль, 500—600 °F (260-315 °C), %об.
19,7
14,3
удельный вес, ‘API
31,8
30,1
сера, %масс.
0,25
0,18
Вакуумный газойль, 650-1050 °F (343-566 °C), %об.
37,1
36,1
удельный вес, ‘API
22,4
23,0
сера, %масс.
0,6
0,6
Пек, > 1050 °F (> 566 °C), %об.
20,0
32,7
удельный вес, ‘API
7,7
7,0
сера, %масс.
1,3
2,3
Расход Н2, н. куб. футов на баррель (н. м3 на кубометр)
сырья
985 (175)
1310 (233)
Расход катализатора, фунтов на баррель (кт/м3)
0,15 (0,43)
0,12 (0,34)
Источник: см. [2].
8.5. УСТАНОВКИ ГИДРОПЕРЕРАБОТКИ
В ДВИЖУЩЕМСЯ СЛОЕ
Shell и Chevron разработали технологию, соединяющую в себе достоинства гидро­
переработки в неподвижном слое и в кипящем слое. В реакторахтаких систем катали­
затор поддействием силы тяжестидвижется сверху вниз. Из нижней секции реактора
непрерывно или периодически отбирается отработанный катализатор, а в верхнюю
секцию подается свежий. Таким образом, низкоакгивный катализатор с высоким
содержанием металлов можно отбирать из реактора и заменять свежим, не преры­
вая работу установки. Расход катализатора ниже, чем в реакторах с кипящим слоем,
так как в последних активность и содержание металлов в отбираемом катализато­
ре близки к равновесным значениям. Поскольку рециркуляция потока от выхода ко
входу реактора не осуществляется, реактор работает в режиме пробкового течения

8.6 . Экстракция растворителями
215
и скорости реакций примерно такие же, как в реакторах с неподвижным слоем. Тех­
нология Shell известна под названием процесса HYCON, a Chevron — Onstream Catalyst
Replacement (OCR).
8.6. ЭКСТРАКЦИЯ РАСТВОРИТЕЛЯМИ
Технология экстракции растворителями позволяет извлекать из вакуумных остатков
до двух третей качественного сырья FCC, пригодного для превращения в компоненты
бензина, а также дизельного или бытового печного топлива. Среди соответствующих
лицензируемых процессов наиболее распространены процессы />£Л/ЕУкомпании UOP
и ROSE компании Kerr-McGee. Обе технологии в качестве растворителей используют
легкиеуглеводороды (от пропана до пентанов), причем для извлечения продуктов при­
меняется докритическая экстракция, а для отделения растворителя — сверхкригиче-
ская. Упрощенная технологическая схема процесса DEMEXпоказана на рис. 8.4 .
Легкие углеводороды характеризуются обратной зависимостью растворяющей
способности: при повышении температуры растворяющая способность снижает­
ся с ростом молекулярной массы. Кроме того, парафиновые углеводороды обладают
более высокой растворяющей способностью, чем ароматические. Можно подобрать
такую температуру, при которой все парафины вместе с целевой долей фракции смол
переходят в раствор. Высокомолекулярные смолы вместе с асфальтенами выпадают
в осадок. Экстракт отделяют от осажденного рафината и отгоняют из него раствори­
тель, подогревая экстракт до температуры несколько выше критической температу­
ры растворителя. При критической температуре фракции масел и смол отделяются
от растворителя, и последний можно извлечь без подведения скрытой теплоты испа­
рения. Это позволяет экономить от 20 до 30 % энергии по сравнению с извлечением
растворителя испарением.
Тип применяемого углеводородного растворителя зависит от сырья. При увеличе­
нии молекулярной массы растворителя (от пропана к пентану) его количество, не­
обходимое для извлечения данного количества продукта, уменьшается, но при этом
снижается также избирательность растворителя. Поэтому выбор растворителя опре­
деляется экономическими факторами. Пропан дает сырье FCC лучшего качества,
но расходуется в большем количестве. Затраты на извлечение больше, чем в случае
более высокомолекулярного растворителя, так как приходится извлекать большее
количество растворителя. Затраты на извлечение высокомолекулярного растворите­
ля меньше, но последний дает экстракт худшего качества и требует больших капи­
тальных затрат, так каккритическое давление растворителя возрастает с увеличением
молекулярной массы и приходится применять оборудование, рассчитанное на более
высокие давления.
Поскольку 80-90 % металлов нефти содержится в асфальтенах, а большая часть
остального металла — во фракции смол, получаемое сырье FCC имеет высокое ка­
чество. Как видно из рис. 8 .5, качество экстракта с увеличением выхода снижает­
ся. Выход экстракта обычно ограничен величиной 50-65 % от объема вакуумного
остатка. Фракция асфальтенов представляет собой весьма твердый материал (пене-
трация 0,1) и обычно утилизируется добавлением в асфальт или остаточные топлива.

2
1
6
Г
л
а
в
а
8
.
Г
и
д
р
о
п
е
р
е
р
а
б
о
т
к
а
и
п
е
р
е
р
а
б
о
т
к
а
о
с
т
а
т
к
о
в
Рис. 8 .4 . Схема установки экстракции растворителями DEMEX компании UOP. (Публикуется с разрешения UOPLLC.)

8.7 . Заключение
217
Выход деасфальтизата, %об.
Рис. 8.5. Зависимость качества экстракта от его количества . (Публикуется с разрешения UOPLLC.)
8.7. ЗАКЛЮЧЕНИЕ
Выбор наиболее экономичного способа переработки фракций нефти, кипящих
при температурах выше 1050 Т (566 °C), представляет большую проблему, так как
включает в себя множество политических, экологических и технических факторов.
Кроме того, он предполагает учет критериев, которые трудно оценить с экономиче­
ской точки зрения. В результате решение, наилучшее для одного НПЗ, может ока­
заться наихудшим для другого даже в составе одной и той же компании. Сложность
вопроса иллюстрируютдостоинства и недостатки тех или иных процессов.
Термические процессы (замедленное коксование и флексикокинг) обладают тем
преимуществом, что вакуумный остаток перерабатывается полностью. В результате
отпадает проблема утилизации остаточного топлива, причем большая часть вакуум­
ного остатка перерабатывается в низкокипяшие углеводородные фракции, пригод­
ные в качестве сырья для других установок, способных превращать его в моторные
топлива. Но в случае остатка перегонки высокосернистой нефти замедленное кок­
сование дает кокс топливного качества с высоким содержанием серы. Спрос на него
может оказаться очень низким. Альтернатива — гидропереработка сырья коксования
с целью снизить содержание в нем серы и обеспечить выход малосернистого кокса.
Это может существенно повысить стоимость продукта.
Флексикокинг требует больших затрат (как капитальных, так и эксплуатацион­
ных), но преобразует кокс в топливный газ с низкой теплотворной способностью, ис­
пользуемый для нефтезаводских нужд, и производит элементарную серу, на которую
в настоящее время имеется спрос. Недостаток флексикокинга заключается в том,
что количество производимого топливного газа превышает потребление типич-
ного НПЗ; кроме того, высокие энергозатраты на компримирование не позволяют

218
Глава 8. Гидропереработка и переработка остатков
транспортировать этот газ на большие расстояния. Последний можно использовать
для совместного производства тепловой и электрической энергии или реализовывать
близлежащим потребителям.
Гидропереработка снижает содержание серы и металлов в вакуумном остатке
и обогащает продукты водородом. Впрочем, эти продукты содержат чрезмерное ко­
личество ароматических углеводородов, поэтому для получения средних дистилля­
тов удовлетворительного качества может потребоваться глубокая гидроочистка. При
переработке остатков нефтей с высоким содержанием серы и металлов велики также
затраты на замену катализатора.
Экстракция растворителями позволяет извлечь из вакуумных остатков 55—70 %
продукта, пригодного в качестве сырья FCC для дальнейшего превращения в ком­
поненты моторных топлив, но переработка или реализация асфальтеновой фракции
может вызвать затруднения.
ЛИТЕРАТУРА
Ссылки
1. Elvin, J., NPRA Annual Meeting, 1983.
2. Hensley, A.L. and Quick, L.M., A.I.Ch.E. Meeting, Philadelphia, June 9—12,1980.
3. Rossi, W.J., Deighton, B.S., and MacDonald, A.J., Hydrocarbon Process. 56(5), pp. 103—109,
1977.
4. Bonne, R.L .C., Ph. D. Thesis, Department of Chemical Engineering, University ofAmsterdam,
1992.
5. Bridge, A.G., Personal communication, 1986.
6. Exxon Research and Engineering Co., RESIDfining Information, Florham Park, NJ, May 1982.
7. Ragsdale, R., Ewy, G.L., and Wisdom, L.I., NPRA Annual Meeting, 1990.
8. Ragsdale, R. and Wisdom, L.I., A.I.Ch.E. Meeting, Houston, April pp. 7-127 .1, 1991.
9. Oelderik, J.M., Sie, S.T, and Bode, D., Applied Catalysis, 47, pp. 1-24, 1989.
Дополнительная литература
10. Nelson, W.L ., Oil Gas J. 65(26), 84,1967.
11. Van Driesen, R.P ., Altering Today’s Refinery, Energy Bureau Conference on Petroleum Refining,
Houston, September 28,1981.
12. Ward, J.W., Hansford, R.C., Reichle, A.D., and Sosnowski, J., Oil Gas J. 71(22), pp. 69-73,
1973.

Глава 9. Гидроочистка
Применяемые в промышленности термины гидроочистка, гидропереработ­
ка, гидрокрекинг и гидрообессеривание употребляются довольно условно, так как
при гидрообессеривании и гидрокрекинге одновременно идут процессы десуль­
фуризации и крекинга, и преобладание того или другого носит относительный
характер. В этой книге под гидроочисткой понимается проводимый в сравнитель­
но умеренных условиях процесс, целью которого является насыщение олефинов
или снижение содержания серы или азота в сырье без изменения интервала кипе­
ния последнего. Главная цель гидрокрекинга заключается в понижении интервала
кипения; при этом большая часть сырья превращается в продукты с интервалом
кипения ниже интервала кипения сырья. Гидроочистка и гидрокрекинг представ­
ляют собой крайние участки широкого спектра процессов с участием водорода.
Центральная часть этого спектра представлена процессами (в данной книге они
носят название гидропереработки), предполагающими удаление значительных
количеств серы или азота и существенное изменение интервалов кипения про­
дуктов по сравнению с сырьем.
Гидроочистка — это процесс каталитической стабилизации нефтепродуктов, пред­
усматривающий превращение олефинов в парафины или удаление нежелательных
компонентов из сырья или продуктов путем их реакции с водородом. Стабилизация
обычно подразумевает превращение в парафины таких ненасыщенных углеводоро­
дов, как олефины и смолообразующие нестабильные диолефины. К нежелательным
компонентам, удаляемым гидроочисткой, относятся сера, азот, кислород, галои­
ды и следовые металлы. Гидроочистку применяют к сырью широкой номенклатуры:
от бензиновых фракций до остатков. Если процесс используется специально для уда­
ления серы, его называют гидрообессериванием. Для соответствия экологическим
нормам может потребоваться также гидрирование ароматических колец в целях сни­
жения содержания ароматических углеводородов путем превращения их в парафины.
Хотя в настоящее время лицензируют свыше 30 различных процессов гидроочист­
ки [1], большинство из них, по существу, представляет собой один и тот же процесс,
приспособленный для разных целей. На рис. 9 .1 показана схема типичной установ­
ки гидроочистки.
Сырье до или после подогрева до входной температуры реактора смешивается
с газом, обогащенным водородом. Большинство реакций гидроочистки проводят
при температурах ниже 800 °F (427 °C), чтобы свести к минимуму крекинг, и сырье
обычно подогревают до температур между 500 и 800 °F (260 и 427 °C). Затем сырье,
смешанное с обогащенным водородом газом, подают в верхнюю секцию реактора

2
2
0
Г
л
а
в
а
9
.
Г
и
д
р
о
о
ч
и
с
т
к
а
Удаление газов С3. и H2S
Рис. 9.1 - Схема установки каталитического гидрообессеривания

9.1. Катализаторы гидроочистки
221
с неподвижным слоем катализатора. В присутствии металлооксидного катализатора
водород реагирует с сырьем, образуя сероводород, аммиак, насыщенные углеводоро­
ды и свободные металлы. Металлы остаются на поверхности катализатора, а осталь­
ные продукты покидают реактор. Поток из реактора охлаждают, затем разделяют
на газойль и водородсодержащий газ. Для удаления остатков сероводорода и легких
фракций газойль пропускают через отпарную колонну. Газовую фракцию можно очи­
стить от сероводорода и аммиака и вернуть в реактор.
9.1. КАТАЛИЗАТОРЫ ГИДРООЧИСТКИ
В число катализаторов гидроочистки входят сульфиды вольфрама и молибде­
на на алюмооксидном носителе. Эти металлы считаются катализаторами гидриро­
вания, но их свойства модифицируют введением сульфидов кобальта или никеля.
Кроме того, к катализаторам гидрирования относятся сульфид никеля, тиомолибдат
никеля, сульфид вольфрама и окись ванадия [2]. Сегодня чаще используют сульфи­
ды кобальта и молибдена на окиси алюминия, так как они оказались высокоизбира­
тельнымии стойкими к отравлению, а также легко регенерируются. Металлы обычно
поставляют в виде оксидов, и их необходимо активировать превращением оксидов
в сульфиды.
Наиболее экономичные катализаторы удаления серы состоят из оксидов кобальта
и молибдена на алюмооксидном носителе. Если нужно удалять еще и значительные
количества азоуа, более эффективны никель-кобальт-молибденовые или никель-
молибденовыеусоединения на алюмооксидном носителе. Азот из углеводородного
сырья удалять труднее, чем серу, поэтому снижению концентрации азота до прием­
лемого уровня обычно сопутствует и эффективное снижение содержания серы. Как
правило, никельсодержащие катализаторы перед подогревом до температуры реак­
ции сульфидируют обработкой дисульфидом, меркаптаном или димегилсульфидом.
Иногда кобальт-молибденовые катализаторы сульфидируют добавлением нужно­
го химреагента в первую порцию сырья при пуске установки [3]. Реакция сульфиди­
рования выделяет значительное количество теплоты, поэтому необходимо принять
меры для предотвращения необратимой потери активности вследствие перегрева при
сульфидировании.
Кобальт-молибденовые катализаторы избирательны к сере, а никель-молибдено­
вые — к азоту, хотя оба они катализируют удаление как серы, так и азота [4]. Никель­
молибденовые катализаторы обладают большей активностью гидрирования, чем
кобальт-молибденовые, благодаря чему насыщение ароматических колец в одних
и тех же рабочих условиях происходит в большей степени. Проще говоря, если глав­
ная цель — удаление серы, то кобальт-молибденовый катализатор способен удалять
такое же количество серы при менее жестких рабочих условиях, чем никель-молиб­
деновый. Если желательно удаление азота или насыщение ароматических колец,
то лучше использовать никель-молибденовый катализатор. На самом деле эффек­
тивнее всего удаляет азот и насыщает ароматические кольца никель-вольфрамовый
катализатор, но он стоит гораздо дороже никель-молибденового и поэтому на то­
пливных НПЗ применяется редко.

222
Глава 9, Гидроочистка
Для повышения эффективности гидроочистки как в начале, так и в течение всего
цикла работы катализатора крайне важно создать поры определенного размера. Прео­
долеть диффузионные ограничения при реакциях гидроочистки газойлей при темпера­
турах от 400 до 1050 °F (от 200 до 566 ’С) можно, как правило, с помощью сравнительно
небольшого размера пор. Увеличение размера пор сверх необходимого мало сказывает­
ся на улучшении диффузионных характеристик, между тем как площадь поверхности
пор (при постоянном поровом объеме) уменьшается. С уменьшением площади поверх­
ности пор снижается активность катализатора, а поры наименьшего диаметра зани­
мают малую часть активного порового объема. Активность является наивысшей в том
случае, когда поровый объем распределен в очень узком интервале поровых диаметров.
В условиях, требуемых для снижения содержания серы в легком газойле
до 0,05 %масс., высокоактивные никель-молибденовые и кобальт-молибденовые ка­
тализаторы показывают примерно одинаковую эффективность.
Расход катализатора в зависимости от жесткости условий, удельного веса сырья
и содержания в нем металлов изменяется в пределах от 0,001 до 0,007 фунтов на бар­
рель (от 0,003 до 0,02 кг/м3 сырья.
9.2. СНИЖЕНИЕ СОДЕРЖАНИЯ
АРОМАТИЧЕСКИХ УГЛЕВОДОРОДОВ
Насыщением ароматических углеводородов управляет парциальное давление во­
дорода. В зависимости от типа сырья парциальное давление водорода, требуемое
для снижения содержания ароматических углеводородов до 10 %об., может дости­
гать 40 %. Некоторые исследователи [2, 4] указывают, что снижение содержания
ароматических углеводородов в компонентах дизельных топлив до величин менее
10 %об. с удельной объемной скоростью подачи сырья 2,0 ч-1 может быть достигну­
то лишь при парциальных давлениях водорода порядка 1500 psig (10,4 МПа) и выше.
Уилсон, Фишер и Криц [5] показали, что при температуре 715 °F (380 °C), удельной
объемной скорости от 0,75 до2,0ч-1 идавлении 2450psig (16,9 МПа) никель-вольфрамо­
вые катализаторы на гамма-алюмооксидном носителе способны снижать содержание
ароматических углеводородов до уровня ниже 10 %об. даже в самом «трудном» сырье.
Реакция гидрирования является экзотермической, и равновесному выходу продук­
тов гидрирования благоприятствуют низкие температуры. Скорости реакций растут
с температурой. Глубина насыщения ароматических колец определяется компромис­
сом между низкими температурами, необходимыми для максимального снижения
содержания ароматических углеводородов, и высокими температурами, требуемыми
для обеспечения высоких скоростей реакций и максимального снижения количества
катализатора на единицу сырья. Максимальное снижение содержания ароматических
углеводородов достигается при температурах 700-750 °F (370-400 °C). Обычно про­
цесс проводят при температурах 705—725 °F (375—385 °C), что обусловлено взаимос­
вязью между термодинамическим равновесием и скоростями реакций. На рис . 9.2 [6]
показаны зависимости между температурой реакции и давлением. При данном дав­
лении оптимальная температура обусловлена типом ароматических соединений
и удельной объемной скоростью подачи сырья.

9.2. Снижение содержания ароматических углеводородов
223
Температура, 'С
Рис. 9 .2. Влияние кинетики реакций и термодинамического равновесия на снижение содержания
ароматических углеводородов [7]
Одноступенчатая гидроочистка при высоком давлении одной лишь головной (ин­
тервал кипения 400-550 °F, или 205—288 °C) фракции легкого рециклового газойля
снижает расход водорода и продлевает срок службы катализатора. Обычно эта фрак­
ция изначально содержит около 11,1 %масс. моноциклическихи 17,5 %масс. бицикли­
ческих ароматических углеводородов. Гидрирование при давлении 1200 psig (8,2 МПа)
снижает содержание бициклических ароматических углеводородов до 0,4 %масс., а со­
держание моноциклическихповышаетдо 18,3 %масс. Насыщение последнего аромати­
ческого кольца затруднено из-за резонансной стабилизации моноциклического кольца.
Для снижения содержания ароматических углеводородов до 10 %масс. гидрирование
необходимо проводить при давлении 1500 psig (10,3 МПа), но по сравнению с вариан­
том снижения содержания ароматических углеводородов во всем интервале кипения
легкого рециклового газойля (400-650 °F, или 205—345 °C) требуется примерно в три
раза меньше водорода. Это обусловлено тем, что хвостовая фракция легкого газойля со­
держит лишь би- и трициклические кольца, а головная — практически все моноцикяи-
ческие и около трети бициклических колец, но не содержит трициклические кольца.

224
Глава 9. Гидроочистка
Пздроочистка сырья FCC снижает содержание серы в продуктах, но при этом уве­
личивает содержание ароматических углеводородов в легком газойле (по-видимому,
вследствие увеличения содержания моноциклических соединений в сырье). Гидро­
очистка сырья крекинга затрудняет снижение содержания ароматических углеводо­
родов в легком газойле до величин ниже 20 %об.
9.3. РЕАКЦИИ
При гидроочистке основной является реакция десульфуризации, однако в различ­
ной степени, пропорциональной жесткости условий, протекает и множество других
реакций. К типичным относятся следующие реакции.
1. Десульфуризация:
1) меркаптанов: RSH + Н2 -* RH + H2S;
2) сульфидов: RjS + 2Н2 -> 2RH + HjS;
3) дисульфидов: (RS)2 + ЗН2 -> 2RH + 2H2S;
4) тиофенов:
нс—СН
II II
НС СН+4Нг-> C4Hw+H2S
S
2. Деазотирование:
1) пиррола: C4H4NH + 4Н2 C4Hl0 + NH3;
2) пиридина: CSH5N + 5Н,-> С5Н12 + NHr
3. Деоксигенация:
1) фенола: С6Н5ОН + Н2 -> С6Н6 + Н2О;
2) перекисей: С7Н13ООН + ЗН2 -> С7Н1б + 2Н2О.
4. Дегалогенизация:
хлоридов: RC1 + Н2 -» RH + НС1.
5. Гидрирование:
пентена: CSH1O + Н2 -> CSH!2.
6. Гидрокрекинг: С10Н22 + Н2 С4Н10 + СбН14.
Легкость десульфуризации зависит от типа соединения. Низкокипящие соеди­
нения легче обессеривать, чем высококипящие. Трудность удаления серы из угле­
водородов возрастает в следующем порядке: парафины, нафтены, ароматические
углеводороды [4].
Для удаления азота требуются более жесткие условия, чем для десульфуризации.
Более эффективное удаление соединений азота из среднедистиллятных фракций
нефти, содержащей их в больших количествах, достигается применением катализа­
тора, включающего в себя 90 % никель-молибденовых и 10 % никель-вольфрамовых
активных компонентов [8].

9.5. Капитальные и эксплуатационные затраты
225
Расход водорода на удаление 1 % серы, 1 % азота и 1 % кислорода из барре­
ля (кубометра) сырья составляет соответственно около 70 н. куб . футов (12,5 н. м3),
320 н. куб. футов (57 н. м3) и 180 н. куб. футов (32 н. м3). Расход водорода на сниже­
ние содержания олефинов и ароматических углеводородов можно оценить исходя
из соответствующих стехиометрических количеств. Если рабочие условия достаточ­
но жесткие для крекинга, расход водорода быстро возрастает Следует заметить, что
фактический расход водорода в 2—10 раз превышает стехиометрический. Это обу­
словлено потерями на растворение в газойле, выходящем из сепаратора потока про­
дуктов из реактора, и насыщением олефинов, образующихся при реакциях крекинга.
Все реакции протекают с выделением тепла, и в зависимости от конкретных усло­
вий обычно наблюдается повышение температуры в реакторе на 5—20 °F (3—11 °C).
9.4. ПАРАМЕТРЫ ПРОЦЕССА
К основным рабочим параметрам относятся температура, парциальное давление
водорода и удельная скорость подачи сырья.
Увеличение температуры и парциального давления водорода влечет за собой по­
вышение глубины удаления серы и азота и расхода водорода. Увеличение давления
также повышает насыщение водородом и уменьшает коксообразование. При росте
удельной скорости подачи сырья снижаются глубина превращения и расход водорода
и уменьшается коксообразование. Хотя повышение температуры улучшает удаление
серы и азота, ввиду повышенного коксообразования следует избегать чрезмерных
температур. Типичными являются следующие интервалы изменения параметров
процесса гидроочистки [1]:
Температура
520-645 °F
270-340 °C
Давление
100—3000 psig
690-20 700 кПа
Расход водорода на единицу сырья:
циркуляция
химическое потребление
2000 н. куб . футов на баррель
200-800 н. куб. футов на бар­
рель
360 н. м3 на кубометр
36-142 н. м3 на кубо­
метр
Удельная часовая объемная
скорость
1,5-8,04-'
9.5. КАПИТАЛЬНЫЕ И ЭКСПЛУАТАЦИОННЫЕ
ЗАТРАТЫ
Расход водорода на удаление серы, азота и кислорода можно оценить по данным
монографии Нельсона [10] или разделу 9.2. Потеря водорода на растворение в про­
дуктах принята равной 1 фунт на баррель сырья (190 н. куб . футов на баррель, или
34 н. м3 на кубометр).
Затраты на сооружение и эксплуатацию можно оценить по диаграммам на рис. 9 .3
и данным табл. 9.1.

226
Глава 9. Гидроочистка
Пропускная способность по сырью, тыс. баррелей за эксплуатационные сутки
Рис. 9 .3. Капитальные затраты на установку обессеривания и гидрирования для условий
побережья Мексиканского залива (США) по состоянию на 2005 год (см. табл. 9.1).
Таблица 9.1
Затраты на установку каталитической десульфуризации и гидрирования
Учтенные затраты:
1) фракционирование продуктов;
2) всё оборудование для подогрева сырья, проведения реакции и циркуляции водорода;
3) теплообменники для охлаждения продуктов до температуры окружающей среды;
4) централизованная система управления;
5) начальная загрузка катализатора_________________________________________________
Неучтенные затраты:
1) фракционирование сырья;
2) производство добавочного водорода;г
3) извлечение серы из отходящего газа;
4) обустройство снабжения охлаждающей водой, паром и электроэнергией

9.6. Практический пример: установки гидроочистки
227
Окончание табл. 9 .1
Отчисления3:
текущие в размере 0,03 долл, за баррель (0,19 долл, за кубометр) сырья;
фиксированные в размере 30 долл, за баррель (189 долл, за кубометр) пропускной способ­
ности в сутки
Расход энергоносителей (на баррель сырья)
А
В
С
Пар, фунтов на баррель (кг/м’)
Ю (0,7) 8 (0,6)
6(0,4)
Электроэнергия, кВтч
6,0
3,0
2,0
Охлаждающая вода:
галлонов (Дг = 30 °F)
500
400
300
м’(Д/=17 °C)
1,9
1,5
1,1
Топливо (низшая теплотворная способность):
млн БТЕ6
0,2
0,15
0,1
МДж
211
158
105
Расход водорода:
н. куб. футов
400-800 150-400 100-150
н. м’
10-20
4-10
3-1,2
Замена катализатора:
долл, на баррель сырья
0,06
0,05
0,03
долл, на кубометр сырья
0,4
0,3
0,2
1 Отчисления применяются к газойлям и остаточному сырью. Бензиновые фракции и керо­
син освобождены от отчислений.
61 БТЕ = 0,252 ккал.
Примечание. См. рис . 9.3.
9.6. ПРАКТИЧЕСКИЙ ПРИМЕР:
УСТАНОВКИ ГИДРООЧИСТКИ
Согласно стандартам Агентства США по охране окружающей среды (ЕРА), со­
держание серы, олефинов и ароматических углеводородов в моторных топливах
должно быть меньше определенных величин. Для снижения их концентрации в го­
товых продуктах, достигаемой обработкой сырья установок, производящих ком­
поненты моторных топлив, или обработкой отдельных компонентов, необходима
гидроочистка (табл. 9 .2). Без гидроочистки содержание серы в бензинах и дизель­
ных топливах, получаемых из нефти месторождения Норт-Слоуп на Аляске, превы­
шает требования спецификаций ЕРА. Требования к содержанию серы в бензинах,
дизельных и реактивных топливах можно удовлетворить гидроочисткой сырья FCC
и компонентов этих топлив. Рассматриваются две установки гидроочистки: одна
для компонентов дизельных и реактивных топлив (табл. 9.3), другая — для сырья
FCC (табл. 9.4 и 9.5).

228
Глава 9. Гидроочистка
Таблица 9.2
Материальный баланс установки гидроочистки средних дистиллятов
Компонент
Показатель (единицы измерения)
%об.
Бар­
релей
за сут­
ки
Удель­
ный вес,
’API
(Фунт/ч)/
(баррель/
суг)
Фунтов
за час
Сера,
%масс.
Сера,
фунтов
за час
Сырье:
атмосферный газойль
39,0 12 500 30,0
12,77 159 653 0,52
830
легкий рецикловый газойль 23,5 7587 30,0
12,78 96 967 0,93
905
атмосферное реактивное
топливо
37,8 12200 37,5
12,21 148 906 0,24
357
расход Н„ н. куб . футов
на баррель
500
3524
всего
100,0 32 287 32,3
12,67 409 076 0,51 2092
Продукты:
H.S
2013
1895
с2_
1385
с3
1,0 337 ■
7,42
2500
озо-С4
1,9 634
8,22
5210
и-С4
1,0 315
8,51
2677
реактивное топливо
36,3 11956 38,5
12,14 145 194 0,05
73
дизельное топливо
59,8 19 686 31,0
12,70 250 096 0,05
125
всего
100,0 32927
409 076
2092
Расход энергоносителей на гидроочистку средних дистиллятов
Таблица 9.3
Энергоноситель
На баррель сырья За сутки За минуту
Пар, тыс. фунтов
0,01
323
Электроэнергия, тыс. кВтч
0,006
194
Охлаждающая вода, тыс. галлонов
0,5
16144
11,21
Топливо, млн БТЕ
0,2
6457
Расход Н2, тыс. н . куб . футов
0,5
16144
Замена катализатора, долл.
0,02
646

9.6. Практический пример: установки гидроочистки
229
Материальный баланс установки гидроочистки сырья FCC
Таблица 9.4
Компонент
%об.
Бар­
релей
за сут­
ки
Удель­
ный вес,
°АР1
(Фунт/ч) /
(баррель/
сут)
Фунтов
за час
Сера,
%масс.
Сера,
фунтов
за час
Сырье:
легкий рецикловый газойль 56,7 20 500 22,2
13,42 275 119 0,95 2614
тяжелый вакуумный газойль 43,3 15 644 15,5
14,03 219 518 1,51 3357
расход Н2, н. куб. футов
на баррель
500
3974
всего
100,0 36144 19,3
13,69 494 637 1,20 5928
Продукты:
5352
5037
H2S
с2_
1193
с3
0,5 199
7,42
1476
1.0 374
8,22
3076
лС4
0,5 186
8,51
1580
гидроочищенный легкий
вакуумный газойль
55,5 20 090 23,2
13,35 268 103 0,10
261
гидроочищенный тяжелый
вакуумный газойль
42,4 15 331 16,5
13,95 213 857 0,29
630
всего
100,0 36 180
494637
5928
Расход энергоносителей на гидроочистку сырья FCC
Таблица 9.5
Энергоноситель
На баррель сырья За сутки За минуту
Пар, тыс. фунтов
0,01
361'
Электроэнергия, тыс. кВтч
0,006
217
Охлаждающая вода, тыс. галлонов
0,5
18 072
12,55
Топливо, млн. БТЕ
0,2
7729
Расход Н2, тыс. н. куб . футов
0,5
18 072
Замена катализатора, долл.
0,02
723
Опубликовано очень мало сведений о выходе продуктов гидроочистки, но, по­
скольку процессы проводятся при сравнительно умеренных условиях, можно ожи­
дать, что суммарный выход продуктов (при том же интервале кипения, каки у сырья)
составляет 95-98 % от объема сырья при приросте удельного веса наиболее тяжелых

230
Глава 9. Гидроочистка
продуктов на 1 °АР1. Структура выхода легких продуктов (С^) принята такой же, как
при гидрокрекинге. Мейплс [11] выпустил в свет подборку опубликованных данных,
из которой следует, что для каждой рассматриваемой установки достаточный расход
водорода составляет 400 н. куб.футов на баррель (71 н. м3 на кубометр) сырья. Поте­
ря водорода на растворение в продуктах принята 100 н. куб. футов на баррель (18 н. м3
на кубометр) сырья.
ЗАДАЧИ
1. Оценить расход водорода, необходимый для полного удаления серы из сырья
гидроочистки и для снижения содержания азота в продукте до 15 мг/кг. Установ­
ка перерабатывает бензиновые фракции с удельным весом 48,5 °АР1, содержащие
0,62 %масс. серы, 0,15 %масс. азота и 0,09 %масс. кислорода.
2. Водород для гидроочистки на НПЗ обычно получают каталитическим рифор­
мингом. Рассчитать минимальный объем сырья, который должна за сутки перераба­
тывать установка риформинга, чтобы обеспечить 120 % потребности в водороде для
полного обессеривания 1000 баррелей за сутки (159 м3/сут) бензиновых фракций, об­
ладающих следующими свойствами:
Удельный вес, °АР1
55,0
Сера в виде меркаптанов, %масс.
0,5
Сера в виде сульфидов (R,S), %масс. 0,5
Сера, всего, %масс.
1,0
Сырье установки риформинга имеет следующие свойства:
Компонент
%об. Галлон/(фунт • моль)
Нафтены Св
20,0
13,1
Нафтены С7
10,0
15,4
Нафтены Св
10,0
18,3
Парафины
50,0
18,5
Ароматические углеводороды 10,0
13,0
Сделать следующие упрощающие предположения.
1. Глубина превращения нафтенов каждого типа составляет 90 %.
2. Нафтены С6 преобразуются только в бензол, нафтены С7 — только в толуол,
а нафтены Cg — только в ксилол.
3. Ароматические углеводороды и парафины сырья проходят через установку ри­
форминга без изменения.
Выразить величины фактического расхода водорода на установке гидроочистки
и выхода водорода на установке риформинга в н. куб. футах на баррель сырья .

Литература
231
ЛИТЕРАТУРА
1. Asim, M.Y ., et aL, NPRA Annual Meeting, March 25—27,1990.
2. Baron, K., Miller, R.E ., Tang, A., and Palmer, L., NPRAAnnual Meeting, March 22—24,1992.
3. Carbrera, C.N ., Process Refining Handbook, Myers, R.A. (Ed.), McGraw-Hill Book Co., New
York, 1987, Sections 6.15-6.25.
4. Gialella, R.M ., Andrews, J.W ., Cosyns, J., and Heinrich, G., NPRA Annual Meeting, March
22-24, 1992.
5. Wilson, M.E, Fisher, I.P ., and Kriz, J.E, Catalysis95, pp. 155—166, 1985.
6. Yui, S.M. and Sanford, E.C ., API Meeting, Kansas City, MO, May 13-16, 1985.
7. Yoes, J.R . and Asim, M.Y., OilGasJ. <55(19), pp. 54-58, 1987.
8. Malik, T, NPRA Q&A Meeting, October 14-16,1992.
9. Gruse, W.A. and Stevens, D.R ., Chemical Technology of Petroleum, 3rd ed., McGraw-Hill-Hill
Book Co., New York, 1960, pp. 117-121, pp. 306-309.
10. Nelson, W.L., OilGasJ. 69(9), p. 64,1971.
11. Maples, R.E., Petroleum Refinery Process Economics, PennWell Publishing Co., Tulsa, OK,
1993, pp. 185-198.

Глава 10. Каталитический
орминг
и изомеризация
Широкому применению каталитического риформинга способствовала потреб­
ность современных автомобилей в неэтилированном высокооктановом бензине.
Продукт риформинга покрывает 30-40 % спроса на бензин в США, но с введени­
ем ограничений на содержание ароматических соединений в бензине можно ожи­
дать, что эта цифра будет снижаться, так какАгентство США по охране окружающей
среды {ЕРА) и Совет Калифорнии по воздушным ресурсам {CARB) продолжают уже­
сточать нормы на автомобильные выбросы.
При каталитическом риформинге изменения интервала кипения сырья, про­
ходящего через установку, сравнительно невелики, так как происходит лишь пере­
стройка молекулярной структуры с образованием высокооктановых ароматических
углеводородов при минимальной глубине крекинга. Таким образом, каталитический
риформинг увеличивает октановое число бензина, не повышая его выход; на деле
наблюдается даже некоторое снижение выхода, поскольку при риформинге в опре­
деленной степени протекает гидрокрекинг, а ароматические продукты при том же
числе атомов, что у парафинов сырья, обладают большей плотностью. Углеводороды
с температурой кипения выше 400 °F (204 °C) легко расщепляются, что усиливает от­
ложение кокса на катализаторе.
Типичное сырье каталитического риформинга — тяжелые прямогонные бензино­
вые фракции с интервалом кипения 180—375 °F (82-190 °C) и тяжелые бензиновые
фракции гидрокрекинга. Они состоят из углеводородов четырех основных групп: па­
рафиновых, олефиновых, нафтеновых и ароматических {PONA). Типичный состав
сырья и продуктов риформинга, %об., таков:
Компонент
Сырье
Продукт
Парафины
30-70
30-50
Олефины
0-2
0-2
Нафтены
20-60
0-3
Ароматические углеводороды
7-20
45-60

10.1 . Реакции
233
При превращении в высокооктановые компоненты парафины и нафтены участву­
ют в реакциях двух типов: циклизации и изомеризации. Легкость протекания и веро­
ятность этих реакций повышаются с увеличением числа атомов углерода в молекулах;
это одна из причин того, что в процессе перерабатывают лишь бензиновые фракции,
содержащие не менее семи атомов углерода в молекулах углеводородов. Легкая прямо­
гонная бензиновая фракция (С5—18CTF, или С5—82°С) состоит большей частью из пен­
танов и гексанов. Пентаны содержат слишком мало атомов углерода для образования
ароматического кольца, а гексаны могут превращаться в бензол. Поскольку ЕРА огра­
ничивает содержание бензола в бензинах, содержание гексана в сырье риформинга
также должно бьггь регламентировано. Углеводороды с температурой кипения выше
400 °F (204 °C) легко расщепляются и ускоряют отложение кокса на катализаторе.
10.1. РЕАКЦИИ
Как и в любой цепи сложных химических реакций, при риформинге протекают
реакции, дающие нежелательные продукты. Следует выбирать условия процесса, ко­
торые благоприятствуют желательным реакциям и препятствуют нежелательным.
Желательные реакции каталитического риформинга приводят к образованию арома­
тических углеводородов и изопарафинов.
1. Парафины изомеризуются и в определенных количествах превращаются в на­
фтены. Затем нафтены превращаются в ароматические углеводороды .
2. Олефищл насыщаются с образованием парафинов, которые затем участвуют
в реакции (см. п . 1).
3. Нафтены превращаются в ароматические углеводороды.
4. Ароматические углеводороды проходятчерез процесс практически без изменений .
К числу нежелательныхреакций относятся следующие.
1. Деалкилирование боковых цепей нафтенов и ароматических углеводородов
с образованием бутана и более тяжелых парафинов.
2. Крекинг парафинов и нафтенов с образованием бутана и более легкихпарафинов .
По мере отработки катализатора необходимо изменять рабочие условия процесса,
с тем чтобы поддерживать глубину превращения на заданном уровне и подавлять не­
желательные реакции (табл. 10.1).
При риформинге происходят реакции четырех основных типов. Эго: 1) дегидри­
рование нафтенов до ароматических углеводородов; 2) дегидроциклизация парафи­
нов до ароматических углеводородов; 3) изомеризация и 4) гидрокрекинг Первые два
типа относятся к реакциям дегидрирования и рассматриваются вместе.
10.1.1. Реакции дегидрирования
Реакции дегидрирования протекают с поглощением большого количества тепла
и вызывают снижение температуры. Так как их скорости наиболее высоки по срав­
нению с другими реакциями риформинга, реакционную смесь между слоями
катализатора приходится подогревать, чтобы поддерживать скорости реакций на це­
лесообразных уровнях (рис. 10.1). К основным реакциям дегидрирования относятся:

2
3
4
Г
л
а
в
а
1
0
.
К
а
т
а
л
и
т
и
ч
е
с
к
и
й
р
и
ф
о
р
м
и
н
г
и
и
з
о
м
е
р
и
з
а
ц
и
я
Некоторые основные зависимости каталитического риформинга
Влияние
на октано­
вое число
Повышает
Тоже
А
-
Незначи­
тельно по­
нижает
Повышает
на объемный
выход
Меняет
Незначитель­
но повышает
Понижает
Незначитель-
'
но повышает
Понижает
на
плотность
Понижает
Незначи­
тельно по­
нижает
Повышает
Незначи­
тельно по­
вышает
Повышает
на давле­
ние паров
по Рейду
Повы­
шает
Тоже
Пони­
жает
Тоже
а
на
выход
водорода
Снижает
Не вли­
яет
Повы­
шает
Не вли­
яет
Повы­
шает
повышения
удельной
скорости
подачи
сырья
Замедляет
Тоже
А
А
повыше­
ния темпе­
ратуры
Способ­
ствует
Тоже
А
А
л
повыше­
ния
давления
Способ­
ствует
Не влияет
Замедляет
Не влияет
Замедляет
Тепловой
эффект
Экзотерми­
ческая
Умеренно
экзотерми­
ческая
Тоже
А
Эндотерми­
ческая
Скорость
реакции
Мини­
мальная
с
в
&
о
S
Медлен­
ная
Быстрая
Очень
быстрая
Реакция
Гидрокре­
кинг
Изомериза­
ция
Циклизация
Изомериза­
ция
нафтенов
Дегидриро­
вание
нафтенов

10.1 . Реакции
235
/
Н—Н
1) дегидрирование алкилциклогексанов до ароматических углеводородов:
Н,
Н
I
I
с
с
\
/\
с— н,
нс сн
ICH,------------- >н1 II _
н,
/н
V
I
I
н2
н
н—с
\
метилциклогексан
толуол
2) дегидроизомеризация алкилциклопентанов до ароматических углеводородов:
?■
I1
НI
1с
с
1
с
/\/СН3
/\
/ч
с(
1,н
н,с сн,
1
1
Н—с с -сн
-+■II1
н2с—сн, н_с сн, н-с с —сн
у-
V1
V1
Нз
1
н
тилциклопентан
циклогексан
бензол
+ зн2
3) дегидроциклизация парафинов до ароматических углеводородов:
Н
С—СН.
I
+ 4Н2
С—Н
«- с7н16—>Н-С
II
н—с
\Z
с
I
н
нормальный гептан
толуол
Скорость реакции дегидрирования производных циклогексана значительно пре­
вышает скорость реакций дегидроизомеризации алкилциклопентанов или дегидро­
циклизации парафинов; тем не менее все три реакции протекают одновременно и все

2
3
6
Г
л
а
в
а
1
0
.
К
а
т
а
л
и
т
и
ч
е
с
к
и
й
р
и
ф
о
р
м
и
н
г
и
и
з
о
м
е
р
и
з
а
ц
и
я
Чистый водород
Рис. 10.1 . Процесс каталитического риформинга с периодической регенерацией

10.1. Реакции
237
три нужны для повышения концентрации ароматических углеводородов в риформа­
те до уровня, требуемого для целевого повышения октанового числа.
Жидкие ароматические углеводороды имеют большую плотность, чем парафины
и нафтены с тем же числом атомов углерода, поэтому их выход из парафинов состав­
ляет лишь 77 %об„ из нафтенов — 87%об. Кроме того, превращение в ароматические
углеводороды повышает конечную температуру кипения бензина, так как аромати­
ческие углеводороды имеют большую температуру кипения, чем парафины и нафте­
ны с тем же числом атомов углерода.
Выход ароматических углеводородов повышается в следующих случаях:
1) увеличение температуры (скорости реакций возрастают, но химическое равно­
весие сдвигается в неблагоприятную сторону);
2) снижение давления (химическое равновесие сдвигается вправо);
3) снижение удельной скорости подачи сырья (приближает к равновесию);
4) снижение молярного соотношения водород/углеводороды (химическое равно­
весие сдвигается вправо, но парциальное давление водорода необходимо поддержи­
вать на уровне, достаточном для предотвращения повышенного коксообразования).
10.1.2. Реакции изомеризации
Изомеризация парафинов и циклопентанов обычно дает продукт с меньшим ок­
тановым числом, чем их превращение в ароматические углеводороды. Тем не менее
октановое число по сравнению с неизомеризованным материалом повышается за­
метно. Эти реакции протекают довольно быстро с выделением небольшого количе­
ства теплоты.
1. Изомеризация нормальных парафинов в изопарафины:
СИ,
сн3—сн —сн —сн —сн3 сн—сн —сн2—сн3
нормальный пентан
изопентан
2. Изомеризация алкилциклопентанов в циклогексаны с последующим превра­
щением в бензол:
метилциклопентан
1’
BL
1
н1
с
Iс
с
н-с с(
11Н
/\
/Ч
H.-C с-н. н-с с -н
- ^11-->
II1
н2—с —с-н2
н-с с-н, н—с с —н
V1
V
1
1
Н2
н
циклогексан
с RON =83
бензол
с/МЖ>100

238
Глава 10. Каталитический риформинг и изомеризация
С,^ + Н->
декан
Выход продуктов изомеризации повышается в следующих случаях:
1) повышение температуры (увеличивается скорость реакций);
2) снижение удельной скорости подачи сырья (увеличивается продолжительность
реакций);
3) снижение давления.
Молярное отношение водорода к углеводородам не влияет на выход продуктов
изомеризации, но большая величина этого отношения означает снижение парциаль­
ного давления углеводородов, что благоприятствует образованию изомеров.
10.1.3. Реакции гидрокрекинга
Реакции гидрокрекинга являются экзотермическими и сопровождаются образо­
ванием более легких жидких и газообразных продуктов. Они протекают сравни­
тельно медленно, поэтому большая часть гидрокрекинга происходит в последней
секции реактора. В число основных реакций гидрокрекинга входят крекинг и на­
сыщение парафинов.
ННННН
НННН
IIIII
1111
н-с -с -с-с-с -н+н-с -с -с-с-н
IIIII
IIII
НН]НН
НННН
н-с -н
Iн
изогексан
нормальный бутан
Глубина реакции гидрокрекинга определяется концентрацией парафинов в сырье,
но относительная доля изомеров, образующихся в каждой группе молекулярных
масс, не зависит от сырья.
Выход продуктов гидрокрекинга повышается в следующих случаях:
1) повышение температуры;
2) повышение давления;
3) снижение удельной скорости подачи сырья.
Для обеспечения высокого качества и выхода продукта необходимо строго кон­
тролировать реакции гидрокрекинга и ароматизации. Для мониторинга глубины ре­
акций наблюдают за температурами в реакторе.
В целях получения ароматических углеводородов риформинг проводят, как пра­
вило, при низких давлениях. При переработке сырья с истинными температурами
кипения от 155 до 345 °F (68-175 °C) справедливы следующие закономерности.
1. Глубина превращения нафтенов в ароматические углеводороды составля­
ет около 98 %мол., причем число атомов углерода в исходном нафтене сохраняется
в продукте следующим образом:
• метилциклопентан дает бензол;
• циклогексан — бензол;
• диметилциклопентан — толуол;
• диметилциклогексан —ксилол;

10.3. Процессы каталитического риформинга
239
• циклогептан — толуол;
• метилциклогептан — ксилол .
2. Один моль парафинового углеводорода (Р) дает, в зависимости от числа атомов
углерода, следующие количества молей ароматического углеводорода (А):
• 1мольР6—0,05молейА6;
• 1мольР7—0,10молейА,;
• 1мольPg—0,25молейА,;
• 1мольР, — 0,45молейА,;
• 1 моль Р10 — 0,45 молей А10.
10.2. ПОДГОТОВКА СЫРЬЯ
Активным компонентом большинства катализаторов риформинга является пла­
тина. Катализатор деактивируют некоторые металлы, сероводород, аммиак и орга­
нические соединения азота и серы [2]. Для их удаления сырье обычно подвергают
гидроочистке. Кобальт -молибденовый катализатор установки гидроочистки спо­
собствует превращению органических соединений серы и азота в сероводород и ам­
миак, которые затем удаляют из реактора вместе с непрореагировавшим водородом.
Все металлы сырья удерживаются катализатором гидроочистки. Водород для гидро­
очистки дает установка каталитического риформинга. Если необходимо изменить
интервал кипения сырья риформинга, его предварительно перегоняют.
41/-
10.3. Процессы каталитического
риформинга
В настоящее время применяется несколько основных типов процесса рифор­
минга: процессы PlatformingTM компании UOP, Powerforming компании ExxonMobil,
UltraformingYOtAWSSW. ВР; процессы компании Engelhard, процесс Magnaforming ком­
пании ВР, процесс Французского института нефти (IFP) и процесс Rheniforming ком­
пании Chevron. На некоторых заводах используются и другие процессы, но случаи их
применения единичны и не представляют большого интереса.
В зависимости от режима регенерации катализатора процессы риформинга подраз­
деляют на непрерывные, циклические и периодические. Оборудование непрерывно­
го процесса позволяет отбирать и регенерировать катализатор либо заменять его в ходе
нормальной работы установки. Катализатор регенерируется непрерывно и сохраняет
высокую активность. Способность поддерживать активность и избирательность катали­
затора на высоком уровне путем его непрерывной регенерации является главным преи­
муществом установок непрерывного режима, поскольку низкиедавления, при которых
проводится процесс, благоприятствуют не только термодинамически равновесному
выходу риформата, но и усиленному коксообразованию. При оценке этого преимуще­
ства необходимо сопоставить повышение капитальных и возможное снижение эксплу­
атационных затрат вследствие снижения кратности циркуляции водорода и давления,
требуемого для удержания скорости коксообразования на приемлемом уровне.

240
Глава 10. Каталитический риформинг и изомеризация
Большим достоинством установок с периодической регенерацией катализатора яв­
ляется низкий уровень капитальных затрат (впрочем, установка непрерывного типа,
не имеющая секции регенерации, обходится ненамного дороже и позволяет заменять
катализатор без прерывания работы). Для регенерации катализатора такие установки
необходимо останавливать. Регенерация в зависимости от жесткости условий процес­
са проводится с интервалами от 3 до 24 месяцев. Чтобы свестик минимуму коксообра -
зование, сопровождающееся потерей активности катализатора, процесс проводят при
высоких значениях кратности циркуляции водорода и рабочих давлений.
Циклический процесс представляет собой компромисс между этими крайностями
ихарактеризуется наличием сменного реактора, в котором без прерывания работыуста­
новки осуществляется регенерация катализатора. Когда активность катализатора в ра­
бочем реакторе падает ниже целесообразного уровня, реактор останавливают, а процесс
переключают на сменный реактор с регенерированным катализатором. Катализатор
в остановленном реакторе регенерируют выжигом кокса горячим газом, содержащим
около 0,5 % кислорода. После регенерации и реактивации катализатора сменный реак­
тор находится в режиме ожидания регенерации в следующем рабочем реакторе.
Процесс риформинга может проводиться в непрерывном, циклическом или пери­
одическом режимах. Далее описан процесс с периодической заменой катализатора,
типичный для реакторов риформинга в неподвижном слое.
Упрощенная схема процесса с периодической заменой катализатора показа­
на на рис. 10.1 [3]. Подготовленное сырье и циркулирующий водород подогревают
до 925-975 °F (498-524 °C) и подают в первый реактор. В нем преобладает реакция
дегидрирования нафтенов до ароматических углеводородов. Поскольку она проте­
кает с поглощением большого количества теплоты, происходит значительное сни­
жение температуры. Для сохранения скорости реакций газообразный поток первого
реактора перед подачей во второй реактор подогревают. В направлении выходного
реактора скорости реакций снижаются, а размеры самих реакторов увеличиваются,
поэтому уменьшается количество теплоты, необходимой для подогрева. Для обеспе­
чения заданной глубины реакции обычно бывает достаточно трех-четырех реакторов
и такого же количества печей перед ними — последние нужны для подогрева реак­
ционной смеси до температуры реакции. На практике используют отдельные печи
или одну печь с нужным числом отдельных змеевиков. Поток, выходящий из каждо­
го реактора четырехреакторной установки, которая при давлении 163 psig (1124 кПа)
перерабатывает тяжелую бензиновую фракцию с интервалом кипения 180—380 °F
(82-193 °C) до продукта с R0N= 99, имеет следующий состав [4]:
Примечание. Состав газа на выходе из каждого реактора выражен в молях углеводородов
на 100 молей сырья или потока предыдущего реактора.
Компонент
Сырье 1 2
3
Парафины
60
59
50 29
Нафтены
29
8
6
5
Ароматические углеводороды
И33
45 87
Всего
100
100 96 87

10.3 . Процессы каталитического риформинга
241
Поток из последнего реактора охлаждаютдля конденсации жидких продуктов. В ис­
парительной камере от жидкой фазы отделяют обогащенные водородом газы. Жид­
кость из сепаратора направляют для дебутанизации в ректификационную колонну.
Газ, обогащенный водородом, разделяют на циркуляционный и избыточный; по­
следний подают на установки гидроочистки или гидрокрекинга или используют как
топливо.
Рабочее давление и соотношение водород/сырье выбирают нахождением ком­
промисса между максимальным выходом, продлением цикла работы между реге­
нерациями и стабильностью работы. Обычно процесс необходимо проводить при
давлениях от 50 до 350 psig (от 345 до 2415 кПа) и молярных соотношениях водород/
сырье от 3 до 8 (от 2800 до 7600 н. куб . футов водорода на баррель (от 500 до 1350 н. м3
на кубометр сырья). Практикуемая часовая удельная объемная скорость составляет
от1до3ч-1.
Изначальный процесс риформинга относится к периодическому типу: реге­
нерации катализатора проводятся нечасто, и между ними проходит, как правило,
от 6 до 24 месяцев. В циклических процессах регенерацию осуществляют обычно
один раз за 24 или 48 часов, используя резервный реактор, позволяющий регенери­
ровать катализатор без прерывания работы установки. Дополнительное оборудова­
ние повышает стоимость циклических процессов, зато они проводятся при меньших
давлениях и при той же жесткости условий дают больший выход риформата.
На установках непрерывного типа катализатор отбирается из реактора, регенери­
руется и возвращается в него без прерывания его работы. Катализатор под действием
силы тяжести движется вниз по реактору. В нижней секции реактора он подхваты­
вается потокой азота и переносится в верхнюю секцию регенератора. При движе­
нии катализатора вниз по регенератору кокс с его поверхности выжигается горячим
азотом, содержащим небольшое количество кислорода. Содержание кислорода тща­
тельно контролируют, чтобы не допустить перегрева катализатора и необратимой по­
тери его активности. После регенерации поток водорода возвращает его в верхнюю
секцию реактора, и цикл начинается вновь. Цикл между двумя последовательными
возвратами отдельных частиц катализатора в реактор занимает от 5 до 7 суток.
10.3.1. Пример
Рассчитать длительность цикла между регенерациями катализатора при следую­
щих условиях работы установки риформинга:
• удельная часовая объемная скорость (LHSV) 3,0 ч_!;
• скорость подачи сырья 5000 баррелей (795 м3) за рабочие сутки;
• удельный вес сырья 55,0 °АР1 (относительная плотность 0,7587);
• объемная плотность катализатора 50 фунтов на куб. фут (802 кг/м3);
• соотношение водород/сырье 8000 н. куб. футов на баррель (1424 н. м3/м3);
• число реакторов — 3 .
Активность катализатора теряется после переработки 90 баррелей сырья на фунт
катализатора. Если слой катализатора в каждом реакторе имеет высоту 6 футов, каков
должен быть внутренний диаметр реактора? Принять, что в реакторах содержится
одинаковое количество катализатора.

242
Глава 10. Каталитический риформинг и изомеризация
10.3.1.1. Решение
5000 баррелей в сутки = 1170 фут3/ч (795 м3/сут).
Объем катализатора = 1170/3 = 390 куб. футов (11,05 м3).
Масса катализатора = 390 кв. футов х 50 фунтов на куб. фут = 19 500 фунтов
(8845 кг).
Время между регенерациями = 19 500 фунтов х 90 баррелей на фунт/5000 барре­
лей в сутки = 351 сутки.
Объем катализатора в одном реакторе = 390 /3 = 130 куб. футов (3,7 м3).
Площадь сечения сосуда реактора = 130 куб. футов/6 футов = 21,67 кв. футов (2 м2).
Внутренний диаметр реактора = ((21,67 - 4) / 3,14)°-5 = 5,25 футов (1,6 м).
На установкериформинга с непрерывной регенерацией катализатора реакторы могут
располагаться друг над другом (конструкция U0P) или параллельно друг другу (кон­
струкция IFP). В обоих случаях компоненты реакционной смеси движутся по схеме, ана­
логичной показанной на рис. 10.1 для установки с периодической регенерацией.
На установке с вертикальным расположением реакторов (установка Platforming)
свежий регенерированный катализатор поступает в верхнюю секцию верхнего реакто­
ра в пространство между двумя концентрическими перфорированными цилиндрами,
представляющими собой щелевые сетки Джонсона, и под действием силы тяжести
движется вниз. Реагенты вводятся в пространство за наружным цилиндром и радиаль­
но движутся через катализатор к центру внутреннего цилиндра (рис. 10.2). Частично
отработанный катализатор отбирается из нижней секции нижнего реактора и подает­
ся во внешнийрегенератор, где с поверхности его частиц выжигается кокс. Перед воз­
вратом в верхний реактор восстановленный катализатор хлорируют [12].
Установка Французского института нефти (IFP) по конструкции схожа с уста­
новкой UOP, за исключением того, что катализатор, отбираемый из всех реакторов,
кроме последнего, перемещается потоком водорода в верхнюю секцию следующе­
го реактора [6]. Катализатор, отбираемый из последнего реактора, транспортируется
потоком азота в регенератор.
10.4. КАТАЛИЗАТОР РИФОРМИНГА
Все широко применяемые сегодня катализаторы риформинга содержат платину
на алюмооксидном носителе. В большинстве случаев соединением платины с рени­
ем получают более стабильный катализатор, позволяющий проводить процесс при
пониженных давлениях. Платина образует каталитические центры для реакций ги­
дрирования и дегидрирования, а промотированный хлором оксид алюминия обе­
спечивает реакции изомеризации, циклизации и гидрокрекинга [2]. Активность
катализатора риформинга зависит от удельных величин площади поверхности и по­
рового объема и от содержания активных платины и хлора. В процессе работы ак­
тивность катализатора снижается вследствие закоксовывания частиц и потери хлора.
Высокое давление процесса позволяет переработать до 200 баррелей сырья на фунт
(64 кубометра на килограмм) катализатора до совершения очередной регенерации.
Активность катализатора восстанавливается высокотемпературным выжигом кокса

1
0
.
4
.
К
а
т
а
л
и
з
а
т
о
р
р
и
ф
о
р
м
и
н
г
а
2
4
3
Избыточный газ
на топливо
Рис. 10.2 . Установка каталитического риформинга с непрерывной регенерацией катализатора (PlatformingTM): 1 — печь;
2 — реактор; 3 — секция регенерации; 4 — теплообменник для комбинированного сырья; 5 — сепаратор . (Публикуется
с разрешения UOP.)

244
Глава 10. Каталитический риформинг и изомеризация
с последующим хлорированием. Процессы такого типа называются периодиче­
скими; их продолжительность между регенерациями составляет от б до 24 месяцев.
Из-за снижения активности катализатора в ходе цикла температуру в реакторе повы­
шают, чтобы поддерживать глубину превращения на заданном уровне. Катализатор
регенерируют на месте обычно не менее трех раз, после чего заменяют новым, а от­
работанный возвращают производителю для переработки. Частицы катализаторадля
реакторов с неподвижным слоем, получаемые путем прессования, имеют виц ццлин-
дров с диаметром от 1/32 до 1/16 дюйма (от 0,8 до 1,6 мм) и длиной около 3/16 дюймов
(5 мм). На установках непрерывного режима используют катализатор со сферически­
ми частицами диаметром от 1/32 до 1/16 дюйма (от 0,8 до 1,6 мм).
10.5. КОНСТРУКЦИЯ РЕАКТОРОВ
Реакторы с неподвижным слоем для периодического и циклического риформин­
га различаются размерами и конструктивными деталями, но имеют одну и ту же ба­
зовую конструкцию (рис. 10.3). Весьма схожие реакторы применяются на установках
гидроочистки, изомеризации и гидрокрекинга.
Прижимная решетка
Катализатор
Опорная решетка
Инертные керамические
шарики диаметром
от 1/4 до 1 дюйма
Парораспределительные
перегородки
Канал для термопары
Наружная стальная оболочка
Выход
Рис. 10.3. Типичный реактор с неподвижным слоем катализатора и нисходящим потоком реагентов
Внутренняя
литая футеровка
Отверстие
для выгрузки
катализатора
Реакторы имеют внутреннюю огнеупорную футеровку, которая защищает оболоч­
ку от высоких температур и тем самым уменьшает необходимую толщину ее металла.
Металлические части, подверженные воздействию высокотемпературнойводородсо­
держащей среды, в целях снижения водородной хрупкости изготавливаются из стали,
включающей не менее 5 % хрома и 0,5 % молибдена. Для максимального исполь­
зования доступного объема катализатора необходимо правильное распределение
входящих паров. Конструкции некоторых реакторов предусматривают радиальное

10.6. Выход продуктов и затраты
245
движение паров вместо показанного на рис. 10.3 более простого прямоточного. Важ­
ная характеристика правильного распределения паров — обеспечение максимально­
го времени контакта при минимальном перепаде давлений.
Измерение температуры по меньшей мере на трех различных уровнях по высоте
слоя существенно важно для определения активности катализатора, а также при опе­
рациях выжига кокса.
Катализатор засыпают поверх слоя керамических шариков высотой от 12
до 16 дюймов (от 30 до 40 см). Диаметр шариков составляет от 1 дюйма (25 мм) в верх­
ней части до 0,35 дюйма (9 мм) в нижней части слоя.
10.6. ВЫХОД ПРОДУКТОВ И ЗАТРАТЫ
На рис. 10.4, а—г показаны зависимости для выхода продуктов каталитического
риформинга. Эти зависимости являются упрощенными и не применимы к отдельно
взятым катализаторам, параметрам или технологическим конфигурациям процесса.
Фактическая величина выхода зависит от давления в реакторе, типа и активности ка­
тализатора и свойств сырья. Капитальные и эксплуатационные затраты можно опре­
делить по рис. 10.5 и сопровождающему описательному материалу (табл. 10.2).
Октановое число риформата по исследовательскому методу
Рис. 10.4. Зависимости для выхода продуктов каталитического риформинга

246
Глава 10. Каталитический риформинг и изомеризация
%
м
а
с
с
.
с
у
х
о
г
о
г
а
з
а
"
"
%
о
б
.
в
с
е
х
у
г
л
е
в
о
д
о
р
о
д
о
в
С
,
Рис. 10.4, продолжение. Зависимости для выхода продуктов каталитического риформинга

10.6. Выход продуктов и затраты
247
Рис. 10.4, окончание. Зависимости для выхода продуктов каталитического риформинга
Пропускная способность по сырью, тыс. баррелей за рабочие сутки
Рис. 10.5. Капитальные затраты на установку риформинга для условий североамериканского
побережья Мексиканского залива по состоянию на 2005 год (табл. 10.2)

248
Глава 10. Каталитический риформинг и изомеризация
Затраты на установкукаталитического риформинга
Таблица 10.2
Виц затрат
Сумма
Учтенные затраты:
1) все оборудование в пределах границ установки, необходимое для производ­
ства риформата с октановым числом RON= 102 из обессеренной тяжелой пря­
могонной бензиновой фракции;
2) колонна дебутанизации;
3) все необходимое контр ольно-измерительное оборудование;
4) оборудование для подогрева сырья и охлаждения продукта
Неучтенные затраты:
1) обустройство снабжения охлаждающей водой, паром и электроэнергией;
2) начальная загрузка катализатора;
3) отчисления;
4) фракционирование или обессеривание сырья
Загрузка катализатора:
затраты на начальную загрузку катализатора составляют около 280 долл, за бар­
рель пропускной способности за сутки
Отчисления:
1) текущие отчисления в размере 0,05—0,10 долл, за баррель сырья;
2) фиксированные отчисления в размере 50-100 долл, за баррель пропускной
способности в сутки
Расход энергоносителей (на баррель сырья):
пар', фунтов
электроэнергия, кВтч
охлаждающая вода, галлонов
топливо (низшая теплотворная способность), млн БТЕ
замена катализатора, долл.
30
3
400
о,з
0,16
а На некоторых установках достигается чистая выработка пара.
Примечание. См . рис . 10.8 .
10.7. ИЗОМЕРИЗАЦИЯ
Октановое число легкой прямогонной бензиновой фракции (С5—180 °F, т. е.
С5—82 °C) можно улучшить изомеризацией с превращением нормальных парафинов
в изомеры. Изомеризация обеспечивает значительное повышение октанового числа,
так как нормальный пентан имеет октановое число (без этилирования) RON =61,7,
а изопентан — 92,3. Однократной изомеризацией, когда нормальные соединения
и изомеры приходят, по существу, в состояние термодинамического равновесия, RON
легкой прямогонной бензиновой фракции можно повысить с 70 примерно до 82—84.

10.7. Изомеризация
249
Если нормальные компоненты реакционного потока возвращать в реактор, резуль­
тирующее октановое число повышается до 87—93 .
Реакцию желательно проводить при пониженных температурах около 200-400 °F
(95—205 °C), так как это способствует сдвигу термодинамически равновесного пре­
вращения в благоприятную сторону. Для того чтобы обеспечить приемлемую ско­
рость реакций при таких относительно низких температурах, необходим катализатор
с очень высокой активностью. Существующие катализаторы изомеризации содержат
платину на различных носителях. Для поддержания высокой активности катализа­
торов некоторых типов (на алюмооксидном носителе) нужно непрерывно вводить
очень небольшие количества органических хлоридов. В реакторе они превращают­
ся в хлорид водорода, поэтому в целях предотвращения деактивации катализато­
ра и коррозии оборудования сырье для таких установок не должно содержать воду
и другие источники кислорода. Катализатор второго типа с носителем на молекуляр­
ных ситах допускает переработку сырья, при комнатной температуре насыщенного
водой [7]. Катализатор третьего типа содержит платину на новейших металлооксид­
ных носителях. Он способен работать при температурах на 150 °F (83 °C) выше, чем
традиционные цеолитные катализаторы изомеризации, и может быть регенериро­
ван. Срок службы катализаторов всех этих типов составляет 3 года и больше.
Водородная атмосфера до минимума снижает коксообразование, но расход водо­
рода на это незначителен [1].
Состав продуктов реактора может почти достигать химически равновесного. Фак­
тическое распределение продуктов зависит от типа катализатора и его остаточной ак­
тивности, удельной скорости подачи сырья и температуры в реакторе. Пентановая
фракция на 755-80 % состоит из изопентана, а гексановая — на 86—90 % из изомеров
гексана [9].
Ниже представлены упрощенные результаты превращения типичной легкой пря­
могонной бензиновой фракции и приведены относительные значения по массе без
учета потерь вследствие гидрокрекинга до углеводородов легче пентана.
Компонент легкой прямогон­
ной бензиновой фракции
Содержание
в сырье,
%масс.
Содержание
в продукте,
%масс.
Октановое число
по исследовательскому
методу (неэтялир.)
Изопентан
22
41
92
Нормальный пентан
33
12
62
2,2-Диметилбуган
1
15
96
2,3-Диметилбутан
2
5
84
2-Метилпентан
12
15
74
З-Метилпентан
10
7
74
Нормальный гексан
20
5
26
Всего
100
100
Если нормальный пентан отделять от продукта и возвращать в реактор, RON
можно дополнительно увеличить еще примерно на три единицы (до 83—86) [8].
Если возвращать в реактор также и нормальный гексан, то RON продукта

250
Глава 10. Каталитический риформинг и изомеризация
улучшается примерно до 87—90 . Нормальные углеводороды можно отделять от изо­
меров фракционированием или адсорбцией паровой фазы молекулярными сита­
ми. Хорошо разработанный адсорбционный процесс применяется на нескольких
крупных установках [7].
В ходе изомеризации в определенной степени происходит гидрокрекинг, сопро­
вождающийся потерей бензина и образованием легкого газа, количество которого
зависит от типа и остаточной активности катализатора и иногда является экономи­
чески существенным фактором. Оно обычно составляет от 1,0 до 4,0 %масс. угле­
водородного сырья, подаваемого в реактор. При предварительных оценках можно
принять, что этот газ содержит 95 % метана и 5 % этана.
Если НПЗ не располагает возможностями гидрокрекинга для обеспечения уста­
новки алкилирования изобутаном, последний можно получать изомеризацией
нормального бутана. Процесс весьма схож с изомеризацией лепкой прямогонной
бензиновой фракции, если не считать того, что сырье в целях увеличения концентра­
ции нормального бутана пропускается через колонну деизобутанизации. Продукт ре­
актора на 58—62 %масс. состоит из изобугана.
Схема типичной установки изомеризации показана на рис. 10.6. Типичные рабо­
чие условия таковы [1,9]:
Добавочный водород
Температура в реакторе
200-400 °F
95-205 °C
Давление в реакторе
250—500psig
1725-3450 кПа
Молярное соотношение водород/сырье
0,05/1
Удельная объемная скорость при однократном проходе
1-2 ч-'
Выход жидкого продукта
> 98 %масс.
Колонна
стабилизации
Осушители
-------
Осушители <-
Сырье
реактора
Остаток колонны
стабилизации
Газ
на мокрую
очистку
и топливо
Рис. 10.6. Установка изомеризации Н-О -ТРегпехTM. (Перепечатка с разрешения UOP.)

10.8 . Капитальные й эксплуатационные затраты
251
10.8. КАПИТАЛЬНЫЕ И ЭКСПЛУАТАЦИОННЫЕ
ЗАТРАТЫ
Капитальные и эксплуатационные затраты для установок изомеризации можно
оценить по данным рис. 10.7 и табл. 10.3 .
Пропускная способность по сырью, тыс . баррелей за рабочие сутки
Рис. 10.7. Капитальные затраты на установки изомеризации для условий североамериканского
побережья Мексиканского залива по состоянию на 2005 год (см. табл. 10.3)
Таблица 10.3
Затраты на установку изомеризации парафинов на платиновых катализаторах
Вид затрат
Сумма
Учтенные затраты:
1) осушение сырья;
2) осушение добавочного водорода;
3) все оборудование, необходимое для подогрева сырья, проведения реак­
ции и циркуляции водорода;

252
Глава 10. Каталитический риформинг и изомеризация
Окончание табл. 10.3
Вид затрат
Сумма
4) стабилизация продукта;
5) теплообменники для охлаждения продуктов до температуры окружаю­
щей среды;
6) централизованная система управления;
7) фиксированные отчисления
Неучтенные затраты:
1) снабжение водородом;
2) обустройство снабжения охлаждающей водой, паром и электроэнергией;
3) обессеривание сырья;
4) начальная загрузка катализатора, около 150 долл, за баррель пропускной
способности в сутки
Отчисления:
фиксированные отчисления в размере от 90 до 160 долл, за баррель пропуск­
ной способности в сутки
Расход энергоносителей (за баррель свежего сырья):
электроэнергия, кВтч
1,0
охлаждающая вода, галлонов (Л/ = 30 °F)
600-1000
топливо (низшая теплотворная способность), млн БТЕ
0,20
замена катализатора, долл.
0,08
добавочный водород, н. куб . футов
40
Примечание. См. рис. 10.10.
10.9. ВЫХОД ПРОДУКТОВ ИЗОМЕРИЗАЦИИ
Выход продуктов зависит от свойств сырья и жесткости условий процесса.
В табл. 10.4 приведена типичная структура выхода продуктов изомеризации С3+ с дав­
лением паров по Рейду 12 psi при улучшении октановых чисел по моторному и иссле­
довательскому методам на 13 единиц.
Таблица 10.4
Выход продуктов изомеризации
Компонент
Выход, %об. сырья
0,5
изо-С4
1,5
л-С,
1,0
С,-С7
102,0

10.10. Практический пример: установки гидроочистки, каталитического риформинга...
253
10.10. ПРАКТИЧЕСКИЙ ПРИМЕР: УСТАНОВКИ ГИДРО­
ОЧИСТКИ, КАТАЛИТИЧЕСКОГО РИФОРМИНГА
И ИЗОМЕРИЗАЦИИ БЕНЗИНОВЫХ ФРАКЦИЙ
В данном случае сырье для каталитического риформинга состоит из тяжелой
бензиновой фракции (190-380 °F (88-193 °C)) атмосферной перегонки или коксо­
вания. На практике бензиновую фракцию коксования в большинстве случаев раз­
деляют на фракцию С5—180 °F (С$—82 °C), не подлежащую риформингу, и фракцию
180—380 °F (82—193 °C), которую перерабатывают на установке риформинга. По­
скольку сведений для оценки количества и свойств этих фракций недостаточно, для
расчета следует принять, что бензин коксования полностью направляется на установ­
ку риформинга. Октановое число фракции С5—180 °F (С5-82 °C) повышается незна­
чительно, но улучшению качества бензина этой фракции способствует насыщение
олефинов. Пока расчет приготовления товарного бензина не сделан, необходимая
глубина риформинга неизвестна, поэтому на первое время следует принять какое-
либо начальное значение. В целях расчета принята глубина риформинга, повышаю­
щая октановое число до RON = 94. Порядок расчета таков .
1. Рассчитывается характеристический коэффициент сырья (KJ.
2. По диаграмме на рис. 10.4 определяется выход бензиновой фракции С5+.
3. По диаграммам на рис. 10.5—10.7 определяется массовый или объемный
выход Н2, CJ+, С2, С3, изо-С4 и л-С,.
4. Вычисляемся массовый выход всех продуктов за исключением бензиновой
фракции С5+. Я
5. По разности определяется массовый выход бензиновой фракции С5+.
6. Вычисляется удельный вес в градусах API бензиновой фракции С5+.
7. Для определения выхода H2S, NH3 и избыточного водорода при необходимости
составляется баланс серы и азота.
8. По данным табл. 10.2 оценивается потребность в энергоносителях.
Результаты расчетов представлены в табл. 10.5 и 10.6 соответственно для устано­
вок гидроочистки и каталитического риформинга и для установки изомеризации.
В табл. 10.7 приведены данные по расходу химреагентов и энергоносителей для всех
трех установок.
Материальный баланс установок гидроочистки и каталитического риформинга НПЗ,
перерабатывающего за календарные сутки 100 тыс. баррелей нефти месторождения Норт-Слоун
(глубина превращения соответствует выходу бензиновой фракции с RON= 94 и = 11,7)
Таблица 10.5
Компонент
%об.
Бар­
релей
за сутки
Удель­
ный вес,
•‘API
(Фунт/ч)/
барр./сут
Фунтов
за час
Сера,
%масс.
Сера,
фунтов
за час
Сырье:
тяжелая прямогонная
бензиновая фракция
190-380 °F (82-193 °C)
69,3 12 500
48,5
11,47 143 380 ОД
140

254
Глава 10. Каталитический риформинг и изомеризация
Окончание табл. 10 .5
* Выход H2S = 32,06 = 16,84 фунт•моль/ч;Н2в H2S = 16,84• 2 = 34 фунт/ч.
Компонент
%об.
Бар­
релей
за сутки
Удель­
ный вес,
°АР1
(Фунт/ч)/
барр./суг
Фунтов
за час
Сера,
%масс.
Сера,
фунтов
за час
бензиновая фракция
коксования
всего
30,7
100,0
5540
18 040
54,6
11,09 61420
204800
0,65
400
540
Продукты:
Н2 всего, %масс.
С, + С2, %масс.
С3, %масс.
изо-С4
н-С4
продуктриформинга Cw
всего
1.7
1,0
1.8
2,0
2,8
86,5
500
360
505
15 610
16975
39,7
7,42
8,22
8,51
12,06
3480
2050
3690
2960
4300
188 320
204800
Водород’:
H,S
Н2, чистое производство
574
3446
540
Таблица 10.6
Материальный баланс установки изомеризации НПЗ, перерабатывающего за календарные сутки
100 тыс. баррелей нефти месторождения Норт-Слоуп (однократная изомеризация)
Компонент
%об.
Бар­
релей
за сутки
Удель­
ный вес,
•API
(Фунт/ч) /
барр./суг
Фунтов
за час
Сера,
%масс.
Сера,
фунтов
за час
Сырье:
легкая прямогонная
бензиновая фракция
С5-180 °F (С5—82 °C)
73,4 4277
63,0
10,61
45 394 0,02
1
легкая бензиновая
фракция коксования
26,6
1551
65,0
10,51
6303 0,41
64
всего
100,0 5828
616 970
65
Продукты:
H2S
69
65
С3, %масс.
0,5
29
7,39
215
изо-С,
0,8
47
8,22
382
я-С4
2,2
128
8,51
1092
продукт риформинга CSi. 98,4 5735
65,6
10,46
60 007
всего
16975
204 800
65

Задачи
255
Таблица 10.7
Расход химреагентов и энергоносителей для установок гидроочистки,
каталитического риформинга и изомеризации
Энергоноситель
Риформинг
и гидроочистка
Изомеризация
на баррель
сырья
за
сутки
на баррель
сырья
за
сутки
Пар, тыс. фунтов
0,036
631
Электроэнергия, тыс. кВтч
0,005
88
0,001
6
Охлаждающая вода, тыс. галлонов
0,9
15 786
0,8
4662
Топливо, млн БТЕ
0,4
7016
0,2
1166
Катализатор, долл.
0,12
2105
0,05
291
Добавочный водород ЬЦ, тыс. н. куб. футов
0,04
233
ЗАДАЧИ
1. Давление в реакторе — важный параметр процесса каталитического риформинга .
Основная реакция риформинга — превращение метилциклопентана в бензол . Рассчи­
тать в баррелях количество бензола, образующегося из одного барреля метилциклопен­
тана, при следующих условиях на выходе реактора: а) 900 °F, 600 psig (482 °C, 4140 кПа)
и б) 900 °F, 300^$/g (482 °C, 2070 кПа). Кратность циркуляции водорода в реакторе —
10 000 н. куб . футов на баррель метилциклопентана. Принять, что реакция протекаетпол­
ностью в фазе идеального газа идостигается термодинамическое равновесие. По данным
Национального бюро стандартов, свободная энергия образования при 900 °F (482 °C)
равна +66,09 ккал/г-моль для метилциклопентана и +50,78 ккал/г- моль для бензола.
2. Определить выход нормального бутана и бензина С5+ пририформинге 4500 бар­
релей за сутки тяжелой прямогонной бензиновой фракции с Км = 11,9 до RON = 92.
3. Тяжелая прямогонная бензиновая фракция 180—380 °F (82—193 °C) с средневзве-
шеннойтемпературой кипения 275 °F (135 °C) и удельным весом 50,2 °АР1(0,7788) подвер­
гается риформингу до компонента бензина с RON= 96. Составить общий материальный
баланс риформинга при скорости подачи сырья 10 тыс. баррелей (1590 м3) в сутки.
4. Оценить капитальные затраты на установку изомеризации с пропускной спо­
собностью 6200 баррелей за рабочие сутки, повышающей RON легкой бензиновой
фракции на 13 единиц. Определить потребность в энергоносителях и оценить пря­
мые эксплуатационные затраты на переработку барреля сырья, если в каждой смене
работают два оператора с часовой ставкой каждого 26,00 долл.
5. Оценить прямые эксплуатационные затраты на переработку барреля сырья для
установки каталитического риформинга с пропускной способностью 8400 баррелей
за рабочие сутки, облагораживающей тяжелую прямогонную бензиновую фракцию
до продукта с RON= 96. Сырье имеет удельный вес 50,2 °АР1 и средневзвешенную
температуру кипения 275 °F (135 °C). Принять, что для установки требуются два опе­
ратора в смену с часовой ставкой каждого 26,00 долл. В прямые эксплуатационные
затраты включить отчисления.

256
Глава 10. Каталитический риформинг и изомеризация
6. Для условий задачи 5 выразить прямые эксплуатационные затраты в расчете
на баррель бензина С5+ и сравнить результат с затратами на получение 1 барреля бен­
зина С3+ с RON= 90 из того же сырья.
7. Какова наибольшая статья затрат на эксплуатацию установок риформинга
из задач 5 и 6? Какую часть общих затрат составляет эта статья?
8. Построить технологическую схему установки изомеризации, перерабатываю­
щей сырье, состоящее из 45 %об. нормального пентана и 55 %об. нормальноготекса -
на, и повышающей его октановое число по исследовательскому методу на 20 единиц.
9. Определить состав газообразного продукта риформинга, рассчитанного на мак­
симальный выход ароматического продукта, при следующем содержании насыщен­
ных углеводородов в сырье:
%об.
CeHn
10,1
C6HM
18,9
C7H„
12,8
C7H16
21,2
C.H16
17,7
с.н18
19,3
Всего
100,0
10. Рассчитать суммарные эксплуатационные затраты на галлон продукта уста­
новки риформинга, перерабатывающей за календарные сутки 10 тыс. баррелей тяже­
лой прямогонной бензиновой фракции, если получаемый продукт имеет: a) RON= 92
и б) RON = 98. При определении энергетической ценности производимых газов ис­
пользовать величины теплотворной способности одноименных продуктов.
ЛИТЕРАТУРА
Ссылки
1. Hydrocarbon Process. 49(9), pp.195—197,1970.
2. Thornton, D.P., Petro/Chem. Eng. 41(5), pp. 21 —29, 1969.
3. Hydrocarbon Process. 49(3), p. 189,1970.
4. Corlew, J.S., Personal communication, January 1993.
5. Weiszmann, J.A ., Handbook of Petroleum Refining Processes, Myers, R.A. (Ed.), McGraw-Hill
Book Co., New York, 1986, Sections 3.3 —3 .20.
6. Hennico, A., Mank, L.s Mansuy, C., and Smith, D.H., OilGasJ. 90(23)pp. 54—59,1992.
7. Kouwenhoven, H.W . and Van Z. Langhout, W.C., Chem. Eng. Prog. 67(4), pp. 65-70,1971.
8. Bout, G., Schwoerev, C.P ., and Asselm, G.F ., Oil Gas J. 68(43), pp. 57-61,1970.
9. Greenough, P. and Rolfe, J.R.K., Handbook ofPetroleum Refining Processes, Meyers, R.A. (Ed.),
McGraw-Hill Book Co., New York, 1986, Sections 5.25-5 .37.
Дополнительная литература
10. Fowle, M.J., Bent, R.D., Milner, B.E., and Masologites, G.P., Petrol. Refiner. 31(4),
pp. 156-159,1952.

Глава 11. Алкилирование
и полимеризация
Реакция алкилирования — это присоединение алкильной группы к какому-либо
соединению. В нефтезаводской терминологии под алкилированием понимают реак­
цию низкомолекулярных олефинов с изопарафинами, при которой образуются более
высокомолекулярные изопарафины [1]. Хотя это всего лишь реакция, обратная кре­
кингу, ее открытию до 1935 года мешало ложное убеждение в химической инертности
парафиновыхуглеводородов [2]. Стимулом для разработки процесса алкилирования,
позволяющего получать изопарафиновые бензины с высоким октановым числом,
явилась потребность в высокооктановых авиационных топливах во время Второй
мировой войны.
Хотя при высоких температурах и давлениях алкилирование может происходить
и без катализаторов, промышленное значение имеют лишь процессы низкотемпе­
ратурного алкилирования в присутствии серной или фтористоводородной кислоты.
В обоих случаях реакции носят сложный характер, а продукт имеет довольно ши­
рокий интервал кипения. При правильном выборе рабочих условий большая часть
продукта попадает в интервал кипения бензина с октановыми числами по мотор­
ному и исследовательскому методам в интервалах соответственно от 88 до 94 [2]
иот94до99.
11.1. РЕАКЦИИ АЛКИЛИРОВАНИЯ
В процессах сернокислотного или фтористоводородного алкилирования участву­
ют такие изопарафины с третичными атомами углерода, как изобутан или изопентан,
реагирующие с олефинами. На практике обычно перерабатывают лишь изобутан,
поскольку изопентан имеет достаточно высокое октановое число и низкое давление
паров, что позволяет сразу добавлять его в бензин.
Процесс на серной кислоте гораздо более чувствителен к температуре, чем
на фтористоводородной. Его необходимо проводить при температурах от 40
до 70 °F (от 5 до 21 °C), чтобы свести к минимуму интенсивность реакций окисле­
ния с образованием смолы и выделением диоксида серы. Если в качестве катали­
затора используется безводная фтористоводородная кислота, температуру обычно
ограничивают величинами до 100 °F (38 °C) или ниже [2]. В обоих процессах

258
Глава 11. Алкилирование и полимеризация
объем используемой кислоты примерно равен объему жидкого углеводородного
сырья, а давление поддерживается таким, чтобы углеводороды и кислота остава­
лись в жидком состоянии. Чтобы подавить реакции полимеризации и увеличить
октановое число продукта, соотношение изопарафин/олефин выбирают высо­
ким (от 4:1 до 15:1). Для получения максимального выхода продукта высокого ка­
чества важно перемешивание: оно способствует эффективному контакту между
кислотной и углеводородной фазами. Широко практикуется время контакта от 10
до 40 минут. Выход, летучесть и октановое число продукта регулируют измене­
нием температуры и соотношений кислоты и углеводородов, с одной стороны,
и изопарафинов и олефинов — с другой. При одинаковых условиях продукты про­
цессов алкилирования обоих типов достаточно схожи [3,4]. Однако на практике
установки работают в разных условиях, поэтому продукты получаются разными.
Влияние параметров рассматривается далее; для процессов обоих типов важней­
шими параметрами являются:
1) температура реакции;
2) концентрация кислоты;
3) концентрация изобутана;
4) удельная скорость подачи олефинов.
Основные реакции алкилирования — соединение олефинов с изопарафинами
по следующим схемам:
изобутилен
изобутан
сн, сн3
I
I
сн—с —сн,—сн—сн3
сн3
2,2,4-триметилпентан (изоокган)
сн3
сн3
I
1
сн,=сн—сн3+сн—с —сн3 сн—с —сн,—сн,—сн3
н
сн3
пропилен
изобутан
2,2-диметилпентан (изогептан)
В процессе алкилирования пропилена участвует еще одна важная реакция — со­
единение пропилена и изобутана с образованием пропана и изобутилена. Затем изо­
бутилен реагирует с изобутаном, образуя 2,2,4-триметилпентан (изоокган). Первый
этап с образованием пропана называется реакцией переноса водорода. Проводятся
исследования модификаторов, промотирующих эту реакцию, поскольку она дает ал­
килат с большим октановым числом, чем у изопентанов.
Для объяснения механизма каталитического алкилирования выдвинут ряд гипо­
тез, которые подробно рассмотрели 1рюс и Стивенс [2]. Согласно наиболее широко

11.2. Параметры процесса
259
признанной из них, при переносе протона от кислотного катализатора в молекулы
олефина возникают карбониевые ионы, которые затем соединяются с изобутаном,
образуя катионы третичного бутила. Последние реагируют с 2-бутеном и образуют
карбониевые ионы С8, способные реагировать с изобутаном с образованием парафи­
нов С8 и ионов третичного бутила. Ионы третичного бутила вновь реагируют с 2-буте­
ном, продолжая цепь реакций. Эта последовательность реакций проиллюстрирована
на рис. 11.1 на примере реакции 2-бутена с изобутаном на сернокислотном катали­
заторе. Реакция алкилирования протекает с выделением большого количества те­
плоты — 124—140 тыс. британских тепловых единиц на баррель (830-930 МДж/м3)
реагирующего изобутана [5].
11.2. ПАРАМЕТРЫ ПРОЦЕССА
К важнейшим параметрам процесса относятся температура реакции, концен­
трация кислоты, концентрация изобутана и удельная объемная скорость подачи
олефинов. Изменение этих параметров влияет как на качество, так и на выход
продукта.
Температура реакции в сернокислотных процессах оказывает большее влияние,
чем во фтористоводородных. Чем ниже температура, тем лучше качество продукта;
повышение температуры в сернокислотном реакторе с 25 до 55 °F (с —4 до 13 °C) сни­
жает октановое число продукта в зависимости от эффективности перемешивания
в реакторе на^еличину от 1 до 3 единиц. При фтористоводородном алкилировании
повышение температуры в реакторе с 60 до 125 °F (с 16 до 52 °C) ухудшает октановое
качество продукта примерно натри единицы [6].
Низкие температуры при сернокислотном алкилировании повышают вязкость
кислоты настолько, что затрудняют перемешивание реагентов и разделение образу­
ющейся эмульсии. При температурах выше 70 °F (21 °C) существенную роль начина­
ет играть полимеризация, а выход продукта снижается. По этим причинам процесс
в сернокислотных реакторах проводят притемпературах 40—50 °F (5—10 °C), при мак­
симуме 70 °F (21 °C) и минимуме 30 °F (—1°С).
При фтористоводородном алкилировании температура менее значима и составля­
етобычноот70до 100 °F (от21до 38 °C).
Концентрация кислоты оказывает на качество алкилата различное влияние, сте­
пень которого зависит от эффективности перемешивания в реакторе и содержания
воды в кислоте. При сернокислотном алкилировании наиболее высокое качество
и максимальный выход достигаются при массовой концентрации кислоты 93-95;
1-2 % составляет вода, остальную часть — углеводородные разбавители. Вода сни­
жает каталитическую активность кислоты примерно в три раза сильнее, чем углево­
дородные разбавители; к примеру, кислота крепостью 88 %, содержащая 5 % воды,
значительно менее активна как катализатор, чем кислота той же крепости, содержа­
щая 2 % воды. Чем менее интенсивно происходит перемешивание в реакторе, тем
большей должна быть крепость кислоты, чтобы не допустить ее разбавление [6.]. Уве­
личение массовой концентрации кислоты с 88 до 93 % повышает октановое качество
алкилата на 1—2 единицы.

260
Глава 11. Алкилирование и полимеризация
Начало реакции с образованием катиона третичного бутила:
(1) СН,—СН=СН—СН, + H2SO4^CH,—СН2—CBh-CH, + HSO4
сн,
сн3
+
I3
I
(2) СН3-СН2-СН-СН3 + СН,-С -Н - СН,—СН2—СН2—СН, + СН,-С+
сн3
катион третичного
бутила
'
I
сн3
изобутан
Вместо образования катиона, как в реакции (2), возможна изомеризация
иона вторичного бутила:
СН,
+
I3
(3) сн—сн2— сн—сн,^сн,—с+
сн,
Реакция катионов третичного бутила с 2-бутеном:
сн,
сн,сн,
I
II+
(4) СН^-С + +СН—СН=СН—СН2 -> сн,—с —сн—сн —сн,
сн,
сн,
3
•
tr
другие катионы
триметилпентила
сн,
I
Реакция катионов триметилпентила:
сн,сн,
II+
(5) СН7-С -СН -СН-СН,+СН,-С-Н
I
I
СН,
сн,
Образование диметилгексаноа:
сн,
сн,
П
I3
+
(6) сн—с+ +сн2=сн—сн2—сн3-> сн,—с—сн2—сиь -сн2—сн,
сн,
сн,
сн,
сн,
сн,
(7) сн^-с—сн—сн —сн2—сн3+ сн—с —н - С8Н, + сн—с+
сн,
сн,
сн,
Образование нового катиона третичного бутила продолжает цепь
Рис. 11 .1. Химические реакции, протекающие при алкилировании

11.3 . Сырье для процессов алкилирования
261
При фтористоводородном алкилировании продукт с наивысшим октановым чис­
лом получается при массовой концентрации кислоты от 86 до 90 %. В промышлен­
ных процессах обычно применяют фтористоводородную кислоту концентрацией
от 83 до 92 % с содержанием менее 1 % воды.
Концентрацию изобутана, какправило, выражают через соотношение изобутан/оле-
фин. Чем больше это соотношение, тем выше октановое число и выход продукта и тем
ниже интенсивность побочных реакций и расход кислоты. В промышленной практике
соотношение изобуган/олефин в сырье реактора изменяется в пределах от 5:1 до 15:1.
В реакторах с внутренней циркуляцией его можно довести до 100:1—1000:1.
Удельная часовая объемная скорость подачи олефина определяется делением объема
олефина, подаваемого в реактор за час, на объем кислоты в реакторе. Снижение удель­
ной объемной скорости подачи олефина уменьшает выход высококипящихуглеводоро-
дов, повышает октановое число продукта и снижает расход кислоты. Удельная часовая
объемная скорость подачи — это только один из способов выражения времени реак­
ции; другим способом его можно выразить через время контакта. Время контакта — это
продолжительность пребывания свежего сырья и внешнего циркулирующего изобута­
на в реакторе. Время контакта при фтористоводородном алкилировании составляет от 5
до 25 минут, при сернокислотном — от 5 до 40 минут [7]. Мрстик, Смит и Пинкертон [5]
получили приближенную зависимость для корреляционного коэффициента, полезную
для предсказания изменения качества алкилата при изменении рабочих параметров:
F= [IE(I/O\]/W)SVo,
где IE — объей'ная концентрация изобутана в потоке реактора, %; (7/ O)F— объемное
соотношение изобутан/олефин в сырье; SV0 — удельная объемная скорость подачи
олефина, ч-1 .
Чем больше величина F, тем выше качество алкилата. Обычно она колеблется
в пределах от 10 до 40.
11.3. СЫРЬЕ ДЛЯ ПРОЦЕССОВ АЛКИЛИРОВАНИЯ
Сырьем дляустановки алкилирования являются олефины и изобутан. Основной ис­
точник олефинов — это процессы каталитического крекинга и коксования. Из олефи­
нов наиболее часто используют бутилены и пропилен; в некоторых случаях в состав
сырья входят пентены (амилены). Последние иногда используют для снижения давле­
ния насыщенных паров бензина каталитического крекинга и бромного числа готового
бензина. Алкилирование пентенов также рассматривается как способ снижения содер­
жания олефина С5 в готовом бензине и уменьшения влияния выброса продуктов его
сгорания на образование озона в атмосфере и загрязнение последней. Олефины можно
получать дегидрированием парафинов, а изобутан — крекингом. Большое количество
изобугана для алкилирования дают установки гидрокрекинга и каталитического кре­
кинга; кроме того, его можно получать при каталитическом риформинге, перегонке
нефти и переработке природногогаза. В некоторых случаяхдля обеспеченияустановки
алкилирования дополнительным сырьем изомеризуют нормальный бутан.

262
Глава 11. Алкилирование и полимеризация
11.4. ПРОДУКТЫ АЛКИЛИРОВАНИЯ
Кроме алкилата, в число продуктов установки алкилирования входят пропан
и нормальный бутан, поступающие вместе с насыщенным и ненасыщенным сырьем,
а также небольшое количество смолы, образующейся в реакциях полимеризации.
Таким образом, с установки алкилирования выходят следующие продукты:
1) жидкий пропан, по качеству соответствующий сжиженномунефтяному газу (СНГ);
2) жидкий нормальный бутан;
3) алкилат С5+;
4) смола.
В смолу преобразуется лишь около 0,1 %об. олефинового сырья. Фактически это
не смола, а густое темно-коричневое масло, содержащее сложные смеси сопряжен­
ных циклопентадиенов с боковыми цепями [9].
В табл. 11 .1 приведены типичные рабочие условия процессов алкилирования,
а в табл. 11.2 — теоретический выход алкилатов и потребность в изобутане, получен­
ная на основании количества прореагировавшего олефина.
Интервалы изменения рабочих параметров при алкилировании
Таблица 11.1
Параметр
HF
H,SO4
Концентрация изобугана:
%об. в зоне реакции
отношение к олефинам вне реактора
отношение к олефинам внутри реактора
30-80
3-12
40-80
3-12
50-1000
Концентрация олефинов:
общее время контакта углеводородов, мин
удельная объемная скорость подачи олефина, ч-1
8-20
20-30
0,1-0,6
Температура в реакторе:
•F
’С
60-115
16-46
35-60
2-16
Концентрация кислоты в реакторе, %масс.
80-95
88-95
Количество кислоты в эмульсии, %об.
25-80
40-60
Источник', см. [8].
Теоретический выход алкилатов и потребность в нзобутане по количеству прореагировавшего олефина
Таблица 11.2
Выход алкилата, %об. Расход изобутана, %об.
Этилен
188
139
Пропилен
181
128
Бутилены (суммарные)
172
112
Пентены (суммарные)
165
96

11.6 . Процессы фтористоводородного алкилирования
263
11.5. КАТАЛИЗАТОРЫ
Единственные катализаторы, применяемые сегодня для производства высоко­
октанового бензина-алкилата в промышленных масштабах, — концентрирован­
ные серная и фтористоводородная кислоты. Для производства этилбензола, кумола
и длинноцепочечных (от С12 до С16) алкильных бензолов используютдругие катализа­
торы [9]. Как упоминалось в разд. 11.1, желательными являются реакции образования
карбониевых ионов С8 и последующего образования алкилата. Главная из нежела­
тельных реакций — полимеризация олефинов . Реакцию алкилирования способны
катализировать лишь концентрированные кислоты; слабые кислоты могут вызы­
вать полимеризацию. Для ее предотвращения концентрация H2SO4 или HF должна
поддерживаться на уровне выше 88 %масс. Нежелательные реакции вызывает также
серная кислота, содержащая свободный SO3, поэтому H2SO4 в концентрациях, пре­
вышающих 99,3 %масс., как правило, не применяют [9].
Изобутан растворим в серной и фтористоводородной кислотах в количестве лишь
0,1 и 3 %масс. соответственно. Олефины лучше растворяются в кислотной фазе, и их
полимеризация в небольшой степени желательна, так как ее продукты растворяются
в кислотной фазе и улучшают растворимость изобутана.
Если концентрация кислоты падает ниже 88 %, часть ее следует отобрать и заме­
нить более крепкой. Фтористоводородную кислоту повторно перегоняют, удаляя
при этом продукты полимеризации в виде густого темно-коричневого кислотора­
створимого масла. Концентрированную НЕ возвращают на установку; чистый рас­
ход составляет около 0,3 фунта кислоты на баррель производимого алкилата. Запас
фтористоводородной кислоты на установке составляет от 25 до 40 фунтов на баррель
пропускной способности в сутки [10].
Серную кислоту обычно регенерируют на сернокислотной установке, которая,
как правило, не входит в состав установки алкилирования. Расход кислоты составля­
ет от 13 до 30 фунтов на баррель производимого алкилата. Концентрациядобавочной
H2SO4 — от 98,5 до 99,3 %масс.
11.6. ПРОЦЕССЫ ФТОРИСТОВОДОРОДНОГО
АЛКИЛИРОВАНИЯ
Два промышленных процесса алкилирования используют в качестве катализато­
ра фтористоводородную кислоту [8, 11, 15]. Они разработаны и поставляются Cono­
coPhillips Petroleum Со. и UOP. Их типичные рабочие условия приведены в табл. 11 .3
и 11.4.
Олефиновое и изобутановое сырье осушают, пропуская через установку со слоем
твердого влагопоглотителя. Чтобы уменьшить коррозию технологического оборудо­
вания, обусловленную наличием воды во фтористоводородной кислоте, необходимо
обезвоживание.
После обезвоживания олефиновое и изобутеновое сырье смешивают с фтори­
стоводородной кислотой при давлении, достаточном для удержания всех компо­
нентов в жидкой фазе. Реакционной смеси дают расслоиться на два слоя жидкости .

264
Глава 11. Алкилирование и полимеризация
Из нижней части отстойника отбирают кислоту (она тяжелее углеводородной смеси),
которую пропускают через охладитель для отвода теплоты, выделяемой экзотермиче­
ской реакцией. Затем кислоту возвращают на вход для смешивания с новой порцией
сырья, что завершает кругооборот кислоты.
Небольшую часть кислоты из отстойника направляют в перегонную колонну для
удаления растворенной воды и полимеризованных углеводородов. Колонна содер­
жит около пяти тарелок и работает при давлении 150/wg (1034 кПа) [3].
Верхний продукт колонны представляет собой чистую фтористоводородную кис­
лоту, которую конденсируют и возвращают в систему.
Нижний продукт колонны — смесь смолы и азеотропной смеси HF и воды. Эти
компоненты разделяют в смолоотстойнике (на рис. 11.2 не показан). Смолу ис­
пользуют как топливо, а азеотропную смесь HF и воды нейтрализуют известью или
каустической содой. Перегонка необходима для поддержания активности фтористо­
водородного катализатора.
Углеводородный верхний слой в кислотоостойнике представляет собой смесь
пропана, изобутана, нормального бутана и алкилата, а также небольшого количе­
ства фтористоводородной кислоты. Эти компоненты разделяют фракционировани­
ем; изобутан возвращают на вход для смешивания с сырьем. Для удаления остатков
фтористоводородной кислоты пропан и нормальный бутан пропускают через колон­
ну щелочной очистки.
На схеме (рис. 11.2) показаны специальные колонны для отделения пропана, изо­
бутана, нормального бутана и алкилата, однако многие установки алкилирования
оборудуют одной колонной, с верха которой отбирается пропан; частично очищен­
ный циркулирующий изобутан отбирается в виде нескольких жидких погонов выше
тарелки питания; нормальный бутан отбирается в виде нескольких паровых погонов
ниже тарелки питания, а алкилат — как нижний продукт.
Для обеспечения приемлемой глубины превращения на установке фтористово­
дородного алкилирования крайне важна конструкция секций отстойника, охлади­
теля и реактора. За многие годы UOJP и Phillips разработали различные реакторные
системы. Многие системы конструкции UOP представляют собой горизонтальный
кожухотрубный теплообменник, по трубам которого проходит охлаждающая вода,
поддерживающая температуру реакции на нужном уровне. Перемешивание в реакто­
ре осуществляется циркуляционным насосом, перемещающим реакционную смесь
через реактор со скоростью, примерно в десять раз превышающей скорость подачи
углеводородной смеси в реактор.
Таблица 11.3
Выход и октановое число продуктов и расход изобутана при фтористоводородном алкилировании
Олефин, %об.
Октановое число неэтилированного алкилата
Изобуган Алкилат по исследовательскому
методу
по моторному
методу
Пропилен
1,33
1,77
93
91
Бутилены
1,16
1,75
96
94

11.7. Процессы сернокислотного алкилирования
265
Свойства алкилата фтористоводородного процесса
Таблица 11.4
Удельный вес, ‘API
71 (0,6974)
Давление паров по Рейлу, psi (кПа)
4,5
(31)
Температуры перегонки по методуASTM
°F
°C
Начальная температура кипения
110
43
5%
155
68
10%
172
.
78
20%
190
88
50%
217
103
70%
222
105
90%
245
119
Конечная температура кипения
370
188
Технологические схемы процессов ConocoPhillips и ПОР одинаковы (рис. 11.2).
Реакторные системы ConocoPhillips схожи с той, что показана на рис. 11 .3 . Цирку­
ляция кислоты осуществляется самотеком, поэтому довольно дорогостоящий насос
для циркуляции кислоты не нужен.
Части технологического оборудования, контактирующие со смесями HF и воды,
изготавливаются из медно-никелевого сплава или стали, плакированной этим спла­
вом. Остальные части изготавливаются из углеродистой стали.
Для защиты обслуживающего и эксплуатационного персонала от несчастных слу­
чаев при случайном контакте с кислотой предпринимаются особые меры предо­
сторожности. В число этих мер входят специальные уплотнения для оборудования,
работающего с кислотой (насосы и шпиндели задвижек), резиновые защитные ко­
стюмы и брюки, рукавицы и обувь, защитные очки, емкости с раствором каустиче­
ской соды для промывки всех ручных инструментов, душевые кабины, специальные
системы для стока кислоты и многое другое.
Безопасность работы на установках фтористоводородного алкилирования требует
особого внимания ктехническим решениям приконструированииустановки, всесторон­
ней подготовки операторов, а также соблюдения перечисленных мер предосторожности.
11.7. ПРОЦЕССЫ СЕРНОКИСЛОТНОГО
АЛКИЛИРОВАНИЯ
Основными процессами алкилирования, при которых в качестве катализатора ис­
пользуется серная кислота, являются процесс с самоохлаждением, лицензируемый
ExxonMobil Research and Engineering (аналогичный процессу, который ранее лицензи­
ровала М. W . Kellogg), и процесс с охлаждением жидким потоком, лицензируемый
StratfordEngineering. Есть также несколько установок старых конструкций, в которых
применяются реакторы замкнутого контура с частичным отбором потока, но сейчас
установки такого типа не строят.

2
6
6
Г
л
а
в
а
1
1
.
А
л
к
и
л
и
р
о
в
а
н
и
е
и
п
о
л
и
м
е
р
и
з
а
ц
и
я
о
о
.
о
Г
О
ь
>
п
г
о
S
X
X
г
о
X
Е
г
о
О
ь
о
.
>
ч
Е
о
Ф
о
S
«
9
X
X
ф
а
3
с
х
X
X
о
X
»
-
■
е
>
х
о
к
*
«
6
о
.
о
.
б
о
■
с
н
C
t
о
Е
3
о
S
X
X
X
г
о
1
с
1
2
с
о
о
ж
а
а
X

1
1
.
7
.
П
р
о
ц
е
с
с
ы
с
е
р
н
о
к
и
с
л
о
т
н
о
г
о
а
л
к
и
л
и
р
о
в
а
н
и
я
2
6
7
Р
и
с
.
1
1
.
3
.
Ф
т
о
р
и
с
т
о
в
о
д
о
р
о
д
н
ы
й
р
е
а
к
т
о
р
P
h
i
l
l
i
p
s

268
Глава 11. Алкилирование и полимеризация
Процессы с самоохлаждением и с охлаждением потоком различаются главным
образом конструкциями реакторов и точками испарения пропана и изобутана для
отвода теплоты реакции. На рис. 11 .4 показана технологическая схема процесса
с самоохлаждением.
В процессе с самоохлаждением применяется каскадный реактор со смесителя­
ми в каждой ступени для эмульгирования кислотно-утлеводородной смеси. Олефин
или смесь олефина и изобутана подают в смесительные отсеки, где они интенсивно
перемешиваются с кислотой, чтобы обеспечить удовлетворительный контакт ката­
лизатора с сырьем и избирательность реакции. Чтобы удержать температуру на уров­
не около 40 °F (5 °C), реакция проводится при давлении около 10 psig (69 кПа).
На установках Stratco или других установках с аналогичными реакторами давление
поддерживают достаточно высоким (45-60 psig, или 310—420 кПа). Это позволяет
предотвратить испарение углеводородов [12]. В процессе ExxonMobil кислота и изо­
бутан подаются в первую ступень реактора и последовательно проходят через осталь­
ные ступени. Олефин разделяют на несколько потоков и подают в каждую ступень.
На установке Exxon олефин смешивают с циркулирующим изобутаном и для контак­
та с катализатором подают в отдельные секции реактора.
Газы, испаряемые для отвода теплоты реакции и перемешивания, компримируют
и сжижают. Часть этой жидкости испаряют в экономайзере, чтобы охладить олефи­
новое сырье перед подачей в реактор. Пары возвращают для повторного компри­
мирования. Остальную жидкость направляют в колонну депропанизации, чтобы
извлечь накапливающийся в системе избыточный пропан. Жидкий изобуган, отби­
раемый снизу колонны, возвращают в первую ступень реактора.
Кислотно-углеводородную эмульсию из последней ступени реактора разделя­
ют в отстойнике на кислотную и углеводородную фазы. Кислоту отводят из системы
для регенерации. Углеводородную фазу промывают каустиком (едкий натр), а затем
водой (либо свежей кислотой, а после раствором каустика или другой щелочи), чтобы
удалить остатки кислоты, и направляют в колонну деизобутанизации [13]. Деизобу­
танизатор разделяет подаваемые в него углеводороды на изобутан (который возвра­
щают в реактор), нормальный бутан и алкилат.
В процессе с охлаждением потоком (Stratco) применяется одноступенчатый
реактор, температура в котором поддерживается на нужном уровне охлаждаю­
щими змеевиками (рис. 11.5). Реактор оборудован смесителем, который эмуль­
гирует кислотно-углеводородную смесь и осуществляет циркуляцию в реакторе .
Среднее время пребывания в реакторе составляет от 20 до 25 минут. Эмульсию,
отводимую из реактора, направляют в отстойник для разделения фаз. Кислоту
возвращают в процесс, а давление углеводородной фазы снижают, чтобы частич­
но испарить ее и за счет этого снизить температуру жидкости примерно до 30 °F
(—1 °C) [8]. Холодную жидкость используют как хладоноситель для трубного пучка
реактора.
Испаренные газы компримируют, сжижают и направляют в колонну депропани­
зации, где разделяют на жидкий пропан и изобутан; последний возвращают в ре­
актор. Углеводородную жидкость из трубного пучка реактора разделяют в колонне
деизобутанизации на изобутан, нормальный бутан и алкилат. Изобутан возвращают
в реактор, а нормальный бутан и алкилат отбирают как продукты.

1
1
.
7
.
П
р
о
ц
е
с
с
ы
с
е
р
н
о
к
и
с
л
о
т
н
о
г
о
а
л
к
и
л
и
р
о
в
а
н
и
я
2
6
9
Рис. 11 .4 . Установка сернокислотного алкилирования с самоохлаждением

2
7
0
Г
л
а
в
а
1
1
.
А
л
к
и
л
и
р
о
в
а
н
и
е
и
п
о
л
и
м
е
р
и
з
а
ц
и
я
Регулятор
давления
Рис. 11.5 . Контактный реактор Stratco

11.8. Сравнение процессов
271
Нормальный бутан можно отделять от смеси в отдельной колонне или отбирать
в виде бокового погона из колонны деизобуганизации. Выбор определяется экономи­
ческими соображениями, так как включение в схему индивидуальной колонны для от­
деления нормального бутана увеличивает капитальные и эксплуатационные затраты.
Отбор нормального бутана в виде бокового погона может быть ограничен тем обстоя­
тельством, что такой бутан обычно содержит слишком много пентана и не отвечает то­
варным спецификациям. Его можно использовать в качестве компонента бензина [12].
Типичный выход и качество продуктов алкилирования таковы:
Источник: данные Exxon Research and Engineering Со. и Stratco, Inc.
Показатель
Пропилен Бутилен Пентилен
Чистый алкилат, % по жидкому объему от олефинов
171-178
170-178 197-220
Расход йзо-С4, % по жидкому объему от олефинов
119-132
110-117
96-133
Расход кислоты (концентрация 98,5 %масс.),
фунтов на баррель алкилата
34-42
13-25
25-42
Давление паров по Рейду, psi
3,8
2,6
4,0
Октановое число по моторному методу
88-90
92—94
88-93
Октановое число по исследовательскому методу
89-92
94—98
90-92
11.8. СРАВНЕНИЕ ПРОЦЕССОВ
Выбор найлучшего процесса алкилирования на отдельно взятом НПЗ определяется
экономическими факторами, в частности удаленностью НПЗ от источников снабжения
кислотой ипунктов ееутилизации. Если НПЗ расположендалеко от поставщиков свежей
серной кислоты или покупателей отработанной, сернокислотное алкилирование может
оказаться экономически нецелесообразным из-за больших затрат на транспортировку
кислоты. Для фтористоводородного процесса требуется лишь небольшое количество до­
бавочной кислоты, так как в составе установки имеется оборудование для регенерации
отработанной. В этом случае затраты натранспортировку кислоты от удаленного постав­
щика будут сравнительно невелики. Олбрайт сравнил процессы алкилирования в цикле
статей [3,4,8,11,14]. Ниже рассматриваются основные моменты этого сравнения .
Для НПЗ важен вопрос выбора процесса алкилирования, наилучшим образом отве­
чающего производству данного целевого продукта. При этом учитывается множество
факторов, в том числе общие эксплуатационные затраты, начальные капитальные за­
траты, качество алкилата, гибкость производства, доступность реагентов, выход про­
дуктов и глубина превращения реагентов, вопросы обслуживания, безопасность, опыт
применения данного процесса, патенты, лицензии и возможные отчисления.
Выбор в пользу фтористоводородного процесса аргументируют тем, что капиталь­
ные и общие эксплуатационные затраты оказываются ниже, чем на сернокислотный
процесс. Причины этого перечислены ниже.
1. Можно использовать реактор меньших размеров и более простой конструкции .
2. Вместо охлаждения технологическими методами допускается использование
охлаждающей воды.

272
Глава 11. Алкилирование и полимеризация
3. Отстойник для эмульсий имеет меньшие размеры.
4. Фтористоводородная кислота регенерируется практически полностью, поэто­
му расход кислоты и затраты на нее очень низки. Вывозить отработанную кислоту
не требуется.
5. Процесс можно проводить в более широких интервалах температур, соотноше­
ний изобутан/олефины во внешнем потоке и других параметров.
6. Соединение кислоты и углеводородов требует менее интенсивного перемешивания.
В пользу сернокислотного процесса, напротив, говорят следующие аргументы.
1. Для извлечения или нейтрализации фтористоводородной кислоты в различ­
ных технологических потоках требуется дополнительное оборудование: отгонная
колонна, регенерационная колонна и оборудование для нейтрализации кислоты
в нескольких потоках продуктов. В случае серной кислоты нейтрализуется сразу весь
углеводородный поток.
2. Для фтористоводородных процессов необходимо оборудование, позволяющее
снизить содержание воды в сырье до нескольких миллиграммов на килограмм. Для сер­
нокислотных процессов обезвоживание выгодно, но не обязательно. Обычно применя­
ют лишь коагуляторы свободной воды, которая самотеком удаляется из охлажденного
сырья.
3. Чтобы обеспечить безопасную эксплуатацию установки фтористоводородного
алкилирования, необходимы затраты на дополнительное оборудование. На некоторых
таких установках нужна замкнутая система водяного охлаждения, предусмотренная
на случай утечек фтористоводородной кислоты. Затраты на обслуживание и защитную
экипировку установок фтористоводородного алкилирования выше, чем при фтористо­
водородном процессе.
4. С учетом стоимости оборудования для уменьшения воздействия на окружаю­
щую среду капитальные затраты на установку фтористоводородного алкилирования
даже несколько выше, чем на установку сернокислотного алкилирования.
5. Во фтористоводородных процессах изобутан используется для производства
алкилата не полностью, так как благодаря фтористоводородному катализатору в зна­
чительной степени происходит самоалкилирование.
6. Получение высокооктановых алкилатов посредством фтористоводородных
процессов сопряжено с более существенными ограничениями. Это особенно спра­
ведливо в том случае, когда предшествующая установка по производству МТБЭ или
ЭТБЭ извлекает изобутилен из сырья для алкилирования.
7. Требования безопасности и охраны окружающей среды ограничиваютэксплуата­
цию установок фтористоводородного алкилирования в густонаселенныхрегионах [15].
11.9. ВЫХОД ПРОДУКТОВ И ЗАТРАТЫ
НА ПРОЦЕСС АЛКИЛИРОВАНИЯ
В табл. 11 .5 показаны типичные величины выхода продуктов в процентах от коли­
чества олефинов в свежем сырье. Данные не учитывают влияния температуры и ос­
нованы на соотношениях изобутан/олефины, равных 10:1 для пропилена, 6:1 для
бутиленов и 10:1 для амиленов.

1
1
.
9
.
В
ы
х
о
д
п
р
о
д
у
к
т
о
в
и
з
а
т
р
а
т
ы
н
а
п
р
о
ц
е
с
с
а
л
к
и
л
и
р
о
в
а
н
и
я
2
7
3
‘
л
Типичный выход продуктов алкилирования в процентах от количества олефинов в свежем сырье
•
Амилен
%мол.
2
(100,00
145,06
245,06
Продукты
1
1
42,24
98,72
5,37
0,58
146,91
о
о
4
0
4
0
О
о
§
100,00
120,25
с
м
§
г
ч
1
1
43,48
156,19
17,58
3,00
220,25
1,000
4
0
О
100,00
140,00
240,00
1
1
45,20
'145,60
14,40
С
Ч
207,31
о
о
М
П
Фунтов
на галлон
5,46
4,69
1
1
м
п
4
0
о
о
М
П
\
о
ч
с
Г
о
о
Мол.
масса
70,1
58,1
1
1
72,1
110,9
230
360
Бутилен
%мол.
00'001
108,76
4
0
©
о
*
8
1
12,00
5,50
88,03
5,12
0,23
110,88
m
с
о
о
о
о
о
я
100,00
112,56
212,56
1
12,40
7,08
176,56
15,02
1,50
212,56
1,000
Ю
О
100,00
120,00
220,00
1
12,71
6,80
151,10
11,90
4
0
с
т
ч
о
183,47
1,199
Фунтов
на галлон
5,00
0
4
1
4,88
5,21
T
t
о
о
V
?
6,31
о
о
Мол.
масса
56,0
Q
O
1
58,1
с
Г
г
*
*
112,6
м
п
4
0
о
4
0
Г
С
Пропилен
С
?
О
100,00
124,07
,224,07
27,70
1
4,98
79,27
4,61
М
П
Г
О
ф
116,91
1,917
%масс.
100,00
171,32
271,32
29,05
1
С
О
i
n
о
о
212,56
18,18
3,00
271,32
О
о
о
ю
о
•
00
*001
160,00
О
Ф
4
§
с
ч
29,80
1
г
-
159,40
12,60
1,70
210,67
1,234
Фунтов
на галлон
4,38
4,69
4,26
1
5,21
5,84
6,31
7,78
Мол.
масса
42,0
58,1
44,0 J
1
72,1
112,6
165,0
360
Олефин
|
Изобутан
Всего
Пропан
и-Бутан
Пентан
Вторичный
алкилат колон­
ны депентани-
зации
Остаток
Смола, 20 °ЛР1
(0,9340)
Всего
(Все сырье) /
(все продукты)

274
Глава 11. Алкилирование и полимеризация
На рис. 11.6 показаны кривые затрат на сооружение установок алкилирования. Ве­
личины являются усредненными и включают пункты, указанные в табл. 11 .6 . В по­
следней приведены также величины расхода энергоносителей и химреагентов.
Производство алкилата, тыс . баррелей за рабочие сутки
Рис. 11 .6 . Капитальные затраты на установки алкилирования для условий североамериканского
побережья Мексиканского залива по состоянию на 2005 год (см. табл. 11 .6)
Таблица 11.6
Затраты на установку алкилирования
Затраты
Сумма
Учтенные затраты:
1) все оборудование, необходимое для производства алкилата
из сырья, состоящего из изобутана и ненасыщенных углеводородов
С3-С5 в надлежащих пропорциях;
2) все необходимое регулирующее и контрольно-измерительное обо­
рудование;

11.11 . Полимеризация
275
Окончание табл. 11 .6
Затраты
Сумма
3) все технологическое оборудование в пределах границ установки;
4) обработка сырья (установка для обезвоживания сырья молекуляр­
ными ситами)
Неучтенные затраты:
1) обустройство снабжения охлаждающей водой, паром и электро­
энергией;
2) хранение сырья и продуктов
HF
H2SO4
Отчисления, долларов за баррель суммарного алкилата3
0,03 0-0,04
Расход энергоносителей (на баррель суммарного алкилата3):
пар, фунтов
электроэнергия, кВтч
охлаждающая вода, галлонов
200
3,7
3700
200
4,6
3300
Химреагенты (на баррель суммарного алкилата3):
кислота, фунтов
каустическая сода, фунтов
о.з
0,2
30
0,2
3 С} + алкила:р
ПримечаниеХм. рис. 11 .6 .
11.10. ВОПРОСЫ БЕЗОПАСНОСТИ
Фтористоводородная и серная кислоты относятся к веществам, опасным в обра­
щении, поэтому необходимо соблюдение строгих мер предосторожности. В част­
ности, при распылении фтористоводородной кислоты в атмосфере образуется
труднорассеиваемое облако паров. В случае подобной аварии ветер может отнести
ядовитое облако в сторону населенных пунктов, что может вызвать гибель людей.
Недавно ConocoPhillips и U0P разработали методы уменьшения угроз, возникающих
в подобных условиях. Это, к примеру, использование добавок к фтористоводород­
ной кислоте, предотвращающих образование облака паров, а также изменения в кон­
струкции оборудования, которые позволяют существенно уменьшить количество
кислоты на установке и предусматривают аварийную выгрузку кислоты из системы
в подземные хранилища.
11.11. ПОЛИМЕРИЗАЦИЯ
Пропилен и бутилены можно полимеризовать до высокооктанового продук­
та в интервале кипения бензина. Это олефиновый продукт с октановыми числами

276
Глава 11. Алкилирование и полимеризация
по исследовательскому и моторному методам, равными соответственно 97 и 83. Про­
цесс полимеризации широко применялся в 1930—1940-х годах для превращения низ-
кокипящих олефинов в компоненты бензина, но после Второй мировой войны был
вытеснен процессом алкилирования. Законодательное ограничение использования
соединений свинца в бензине и растущий рыночный спрос на неэтилированные
бензины сформировали потребность в дешевых процессах производства высокоок­
тановых компонентов бензина. Процесс полимеризации дает около 0,7 баррелей по­
лимерного бензина на баррель олефинового сырья по сравнению с 1,5 баррелями
алкилата в процессе алкилирования, причем продукт обладает высокой октановой
чувствительностью, но капитальные и эксплуатационные затраты значительно ниже,
чем на алкилирование. Поэтому некоторые НПЗ продолжают практиковать процесс
полимеризации.
Типичные реакции полимеризации показаны на рис. 11 .7 . Если изо -С4Н8 дает при
реакции главным образом диизобутилен, пропилен дает в основном тримеры; глуби­
на превращения его в димеры составляет лишь около 10 % [16].
С
С
С
С
II
II
с=с—с +с=с—с с-с-с=с—с
I
с
с
I
с=с—с +с=с—с
-> с—с—с=с—с
Рис. 11.7. Реакции полимеризации
Наиболее широко применяемый катализатор — фосфорная кислота на инертной
подложке. Он может применяться в виде смеси фосфорной кислоты с кизельгуром
(природная глина) или пленки жидкой кислоты на измельченном кварце. Сера сырья
отравляет катализатор, а щелочные вещества нейтрализуют кислоту и увеличива­
ют расход катализатора. Кислород, растворенный в сырье, неблагоприятно влияет
на реакции и поэтому должен быть удален. Нормальная величина расхода катализа­
тора составляет около 1 фунта на 100-200 галлонов (1 кг на 830—1660 л) произведен­
ного полимера.
Из сырья, состоящего из пропана и бутана, атакже из пропена и бутена, промывкой
аминовым раствором и щелочью удаляют соответственно сероводород и меркаптаны.
Затем его промывают водой для удаления остатков щелочи и амина и обезвоживают,
пропуская через слой силикагеля или молекулярного сига. После этого в олефиновое
сырье добавляют небольшое количество воды (от 350 до 400 мг/кг), чтобы промоти-
ровать ионизацию кислоты, подогревают примерно до 400 °F (204 °C) и пропускают
через слой катализатора. Давление в реакторе составляет около 500 psig (3450 кПа).
При реакции полимеризации выделяется большое количество теплоты. Темпера­
туру контролируют охлаждением холодным пропаном или выработкой пара. Пропан
и бутан в сырье действуют как разбавители и поглотители тепла и способствуют кон­
тролю скорости реакции и выделения тепла. Контролю температуры способствует
также рециркуляция пропана.

11.11 . Полимеризация
277
Продукт после выхода из реактора фракционируют для отделения бутана и более
легких углеводородов от полимерного бензина. Выход полимера в интервале ки­
пения бензина составляет обычно 90—97 %масс., или около 0,7 барреля полимера
на баррель олефинового сырья. Упрощенная схема установки полимеризации кон­
струкции компании UOP показана на рис. 11 .8 [18]. В табл. 11 .7 приведены условия
реакции [16].
Рабочие условия процесса полимеризации
Таблица 11.7
Параметр
Значение
Температура3
300-425 Т (175-235 ”С)
Давление
400-1500 psi (2760-10 340 кПа)
Удельная скорость подачи сырья
0,3 галлон/фунт (2,5 л/кг) за час
2 Обычно 200-220 ’С.
■Примечание. Чем выше давление, тем ниже должна быть температура.
Французский институт нефти лицензирует процесс производства димата (изо­
гексена) из пропилена на однофазном алкилалюминиевом катализаторе, рецепту­
ра которого не раскрывается. Сырье для процесса должно содержать не менее 99 %
пропана и пропилена, так как углеводороды Сг и С4 отравляют катализатор. Диены
и углеводород^ с тройными связями могут создавать проблемы, и в некоторых слу­
чаях для удаления таких соединений сырье приходится подвергать избирательному
гидрированию. Главное достоинство процесса — низкие капитальные затраты, обу­
словленные низкими рабочими давлениями. Упрощенная схема процесса показана
на рис. 11.9 [6], а требования к чистоте сырья — в табл. 11.8.
Таблица 11.8
Допустимое содержание примесей в сырье процесса Dimersol
Компонент
Содержание, мг/кг
HjO
3
Ацетилен
15
Сера
5
Пропадиен
1
Бутадиен
10
Источник. См. (7].
В табл. 11.9 показаны выход и октановые числа продуктов полимеризации.
В табл. 11.10 приведены величины затрат на установку полимеризации.

2
7
8
Г
л
а
в
а
1
1
.
А
л
к
и
л
и
р
о
в
а
н
и
е
и
п
о
л
и
м
е
р
и
з
а
ц
и
я
Депропанизатор
Дебутанизатор
Рис. 11.8 . Установка UOP для полимеризации на твердой фосфорной кислоте. (Заимствовано из R. Е . Payne, 37 [9], 316-329 [1958].)

1
1
.
1
1
.
П
о
л
и
м
е
р
и
з
а
ц
и
я
2
7
9
Реактор
Рис. 11.9. Установка полимеризации Dimersol [17]

280
Глава 11. Алкилирование и полимеризация
Таблица 11.9
Объемный выход на баррель смешанного олефинового сырья полимеризации
Полимер
Димат
Бензин С5+
1,55
0,68
0,68
RON
94
97
97
MON
91
83
82
Таблица 11.10
Затраты на установку полимеризации для условий североамериканского побережья
Мексиканского залива по состоянию на 2005 год, млн долл.
Затраты
Сумма
Капитальные затраты:
500 баррелей в сутки
1,75
2000 баррелей в сутки
5
Учтенные затраты: только затраты на секцию реактора с учетом
подогрева сырья и охлаждения продукта
Расход энергоносителей (на баррель полимера):
топливо:
млн БТЕ
0,036
млн кДж
0,038
охлаждающая вода:
галлонов (ДГ = 30 °F)
290
м3, (Дг=17°С)
1,1
11.12. ПРАКТИЧЕСКИЙ ПРИМЕР:
АЛКИЛИРОВАНИЕ И ПОЛИМЕРИЗАЦИЯ
В табл. 11 .11 и 11.12 даны материальные балансы установок алкилирования и по­
лимеризации; в табл. 11.13 представлены величины расхода химреагентов и энерго­
носителей для установок алкилирования и полимеризации.
Изобутана для алкилирования бутиленов и пропиленов производится недостаточ­
но. Поэтому имеющееся количество изобутана алкилируется бутиленами, а пропиле­
ны и остальная часть бутиленов полимеризуются.

11.12. Практический пример: алкилирование и полимеризация
281
Таблица 11.11
Материальный баланс установки фтористоводородного алкилирования
Компонент
Баррелей
за сутки
Удельный вес,
’API
(Фунт/ч) /
барр./сут
Фунтов
за час
Сырье
изо-С4
3129
8,22
25 716
с4
3559
8,76
31180
С3
0
0
Всего
6688
56 896
Продукты
с4=
952
8,76
8341
я-С4
331
8,51
2820
Алкилат Си
4117
(0,6757)
9,86
40 584
Остаток алкилирования
(нижний продукт колонны)
310
4683
Смола
25
468
Всего
5735
56 896
Таблица 11.12
Материальный баланс установки полимеризации
у-
Компонент сырья
Баррелей
за сутки
Удельный вес,
"API
(Фунт/ч) /
барр./сут
Фунтов
за час
2094
15475
с4=
952
8341
Всего
3046
23 816
Полимер С5+
2071
47,9 (0,7887)
11,50
23 816
Таблица 11.13
Расход химреагентов и энергоносителей на установках алкилирования и полимеризации
Алкилирование
Полимеризация
на баррель сум­
марного алкилата за сутки на баррель
за сутки за сутки
Пар, тыс. фунтов
0,011
45
0,036
75
Электроэнергия, тыс. кВтч
0,0037
15
Охлаждающая вода, тыс. галлонов
3,7
15 231
0,29
601
Топливо, млн БТЕ
1,04
4281
0,036
75
Фтористоводородная кислота, фунтов
0,3
1235
Каустическая сода, фунтов
0,2
823
Катализатор, долл.
1,34
1740

282
Глава 11. Алкилирование и полимеризация
ЗАДАЧИ
1. Нефтеперерабатывающий завод производит за календарные сутки 2700 барре­
лей бутиленов и 2350 баррелей изобутана, которые направляются на установку ал­
килирования. Сколько баррелей алкилата можно произвести из такого количества
сырья? Сколько будет произведено других продуктов?
2. На установку алкилирования подается ненасыщенное сырье, состоящее
из 1750 баррелей бутиленов и 1550 баррелей пропилена за календарные сутки.
Сколько изобутана потребуется для работы установки? Сколько алкилата будет
произведено?
3. Составить суммарный материальный баланс установки алкилирования, кото­
рая за календарные сутки перерабатывает 1710 баррелей пропилена, 3320 баррелей
бутиленов, 1550 баррелей амилена и 9570 баррелей изобутана.
4. Оценить затраты на сооружение (по состоянию на 2005 год) установки алкили­
рования из задачи 3 и расход химреагентов и энергоносителей, если алкилирование
осуществляется: а) на сернокислотном и б) на фтористоводородном катализаторе.
5. Используя величины капитальных затрат и расхода химреагентов и энергоно­
сителей из задачи 4, оценить прямые эксплуатационные затраты на производство
1 барреля алкилата, включая отчисления и амортизацию, но исключая трудовые за­
траты. Принять равномерную амортизацию в течение 16 лет; затраты на демонтаж
равны остаточной стоимости. Сравнить суммарные затраты на 1 баррель алкилата
для сернокислотного и фтористоводородного процессов.
6. Сравнить эксплуатационные затраты на производство 1 барреля алкилата для
установок сернокислотного и фтористоводородного алкилирования, имеющих про­
изводительность 4000 баррелей за рабочие сутки. Стоимость химреагентов взять
из последнего выпуска Chemical Marketing Reporter. Принять следующие величины
стоимости энергоносителей и других затрат: пар — 3,15 долл, за 1 тыс. фунтов, элек­
троэнергия — 0,05 долл, за 1 кВтч, охлаждающая вода — 0,45 долл, за 1 тыс. галлонов,
топливо — 2,25 долл, за 1 млн БТЕ, трудовые затраты — 950 долл, за сутки.
7. Нефтеперерабатывающий завод может использовать для алкилирования
5560 баррелей изобутана, а также 2110 баррелей пропилена, 2200 баррелей бутиленов
и 14 090 баррелей амилена за рабочие сутки. При какой комбинации сырья производ­
ство алкилата будет максимальным?
8. Оценить по состоянию на 2006 год затраты на сооружение установки алкилиро­
вания, которая за рабочие сутки перерабатывает 2400 баррелей пропилена, 4000 бар­
релей бутиленов и 8350 баррелей изобутана.
9. Предполагая равномерную амортизацию в течение 10 лет и затраты на демон­
таж равными остаточной стоимости, рассчитать эксплуатационные затраты, вклю­
чая амортизацию и отчисления, но исключая трудовые затраты, на производство
1 барреля алкилата на установках фтористоводородного и сернокислотного алки­
лирования при производительности 10 тыс. баррелей алкилата за рабочие сутки.
10. Для условий задачи 6 сравнить суточные эксплуатационные затраты для уста­
новки фтористоводородного алкилирования с пропускной способностью 4000 барре­
лей сырья за рабочие сутки для случаев, когда сырье состоит: а) на 98 % из пропилена
и б) на 97,5 % из бутиленов.

Литература
283
11. Составить суммарный объемный и массовый материальный баланс для
установки алкилирования при скоростях подачи сырья 1550 баррелей пропилена,
3520 баррелей бутиленов, 1800 баррелей амилена и 9510 баррелей изобутана за кален­
дарные сутки.
12. Оценить затраты на сооружение установки алкилирования для условий северо­
американского побережья (США) Мексиканского залива по состоянию на 2005 год,
а также годовую потребность в химреагентах и энергоносителях. Коэффициент за­
грузки установки равен 97,2 %, производительность за календарные сутки — 9000 бар­
релей алкилатного бензина с октановыми числами M0N — 95,9 и RON = 97,3.
13. Составить суммарный массовый и объемный материальный баланс для
установки алкилирования при скоростях подачи сырья 2500 баррелей бутиленов
и 2800 баррелей изобугана за календарные сутки.
14. Нефтеперерабатывающий завод может использовать для алкилирования
8000 баррелей изобутана за календарные сутки, а также 2120 баррелей пропилена,
3985 баррелей бутиленов и 1880 баррелей амилена за рабочие сутки. Найти макси­
мальное количество алкилата, не содержащего пентана, которое можно произвести
из этого сырья.
ЛИТЕРАТУРА
1. Ipatieff, V.N. and Schmerling, L., Advances in Catalysis, Vol. I, Academic Press, New York, 1948,
pp. 27—63.
2. Gruse, W.A . and Stevens, D.R., Chemical Technology of Petroleum, 3rd ed., McGraw-Hill
Book Co., New York, 1960, pp. 153-163.
3. Albright, L.F., Chem. Eng. 7?(19), pp. 205—210,1966.
4. Albright, L.F ., Chem. Eng. 77(21), pp. 209—215,1966.
5. Mistik, AV., Smith, KA, and Pinkerton, R.D ., Advan. Chem. Ser. 5(97), 1951.
6. Payne, R.E., Petrol. Refiner. 37(9), 316-329, 1958.
7. Hengstebeck, R.J., Petroleum Processing, McGraw-Hill Book Co., New York, 1959,pp. 218—233.
8. Petrol. Refiner. 31(19), pp. 156-164,1952.
9. Thomas, C.L., Catalytic Processes and Proven Catalysts, McGraw-Hill Book Co., New York,
1970, pp. 67-69.
10. Oil Gas J., 90(14), pp. 67-72,1992.
11. Petrol. Process. 12(5), p. 146; 72(8), p. 79, 1957.
12. Lerner, H. and Citarella, VA, Hydrocarbon Process. 70(11), 89—94, 1991-
13. OilGasJ., 88(1%), pp. 62-66,1990.
14. Albright, L.F., OilGasJ. 88(46),pp. 79-92; <?<?(48),pp. 70-77,1990.
15. Van Zele, R.L. and Diener, R., Hydrocarbon Process., 69(6), pp. 92—98,1990.
16. Thomas, C.L ., Catalytic Processes and Proven Catalysts, McGraw-Hill Book Co., New York,
1970, pp. 87-96.
17. Andrews, J.W . and Bonnifay, P.L ., Hydrocarbon Process. 56(4), 161—164 (1977).
18. Petrol. Refiner. 39(9), 232,1960.

Глава 12. Смешение
не теп родуктов
Смешением получают почти все продукты топливных НПЗ, даже битум. До конца
1960-х годов продукты приходилось смешивать порциями, так как вычислительные
мощности были недостаточными, а контрольно-измерительное оборудование для
непрерывного (поточного) смешения не производилось. Сегодня даже малые НПЗ
практикуют непрерывное смешение, так как оборудование для него обходится срав­
нительно недорого и достигается существенная экономия по сравнению с порцион­
ным смешением.
Производство базовых промежуточных продуктов, которые можно смешивать
для получения множества готовых продуктов, отвечающих спецификациям, повы­
шает гибкость работы НПЗ и увеличивает доходы. Например, бензиновые фрак­
ции можно добавлять, в зависимости от спроса, в бензин или реактивное топливо.
К основным нефтепродуктам, производимым путем смешения, относятся, кроме
смазочных масел, бензин и реактивное, печное и дизельное топлива. Цель смеше­
ния — распределить по продуктам компоненты, имеющиеся в распоряжении НПЗ,
так, чтобы при наименьших затратах удовлетворять спрос на продукты, оставаясь
в рамках спецификаций, и получать дополнительную продукцию, увеличивающую
валовой доход предприятия. Нефтеперерабатывающий завод даже средних масшта­
бов реализует столько продукции, что экономия себестоимости галлона продукта
в размере даже порядка долей цента дает ощутимый прирост годового дохода. На­
пример, если НПЗ продает за год около 1 млрд галлонов бензина (это примерно
65 тыс. баррелей за календарные сутки; несколько заводов в США реализуют боль­
ше бензина), экономия одной сотой доли цента на галлон даст за год дополнитель­
ную прибыль около 100 тыс. долл.
На большинстве современных НПЗ большие объемы бензина и других продуктов
получают компьютеризованным непрерывным смешиванием. В памяти компьюте­
ра хранятся данные о наличных запасах компонентов, их стоимости и физических
свойствах. Когда ставится задача получения определенного количества продукта
с заданными свойствами, компьютер, используя модели линейного или геометри­
ческого программирования, оптимизирует операции смешивания так, чтобы по­
лучить требуемый объем заданного продукта по наименьшей себестоимости. Для

Глава 12. Смешение нефтепродуктов
285
проверки соответствия смешиваемых компонентов требуемым спецификациям ис­
пользуются анализаторы потока, измеряющие, к примеру, температуры кипения,
удельный вес, давление паров по Рейду и октановые числа по исследовательскому
и моторному методам и обеспечивающие управление с обратной связью потоками
добавок и компонентов.
Поиск наиболее экономичного способа приготовления из компонентов продукта,
отвечающего всем критически важным спецификациям, — задача, легче всего реша­
емая методом последовательных приближений с использованием компьютера. Ввиду
большого числа переменных может оказаться так, что будет найдено несколько рав­
ноценных решений, дающих примерно одинаковую общую себестоимость или при­
быль. Оптимизирующие программы позволяют найти с помощью компьютера смесь
с наименьшей себестоимостью, дающую наибольшую прибыль. Для этого применя­
ются модели как линейного, так и геометрического программирования. Если объем
имеющихся данных достаточен для внесения определенности в уравнения, предпо­
чтительнее геометрическое программирование, так как смешивание компонентов
носит нелинейный характер, а свойства смеси зависят от количества компонентов
и их характеристик.
Федеральное предписание, требующее добавлять этанол в автомобильный бен­
зин, создало трудности для НПЗ, так как бензин, содержащий этанол, нельзя пере­
качивать по трубопроводам. Системы распределения и хранения нефтепродуктов
всегда содержат то или иное количество воды. Вода легко поглощает этанол, что вы­
зывает образование этанольно-водной фазы, которая отделяется от бензина. Это
снижает содержание этанола в бензине. Поэтому этанол поставляют и хранят отдель­
но от бензина до смешения с бензином на пунктах заправки автоцистерн (наливное
смешение) [1].
Для смешивания с этанолом в пунктах распределения производят специальный
компонент бензина — так называемый реформулированный компонент бензина для
смешивания с оксигенатами (reformulated blendfor oxygenate blending — RBOB). Разра­
ботаны смеси E85, 70—85 % которых составляет этанол, а остальную часть — бензин.
Они предназначеныдля автотранспортных средств, двигатели которых способны ра­
ботать также на реформулированном бензине (RFG). Эти виды топлив значительно
снижают потребность США в импорте нефти, но пробег автомобилей на £85 состав­
ляет лишь около 70 % от величины пробега на таком же количестве реформулирован­
ного бензина.
В основе расчета компонентов всех смесевых продуктов лежат одни и те же базо­
вые методы. Бензин — крупнейший по объемам производства продукт нефтеперера­
ботки, поэтому именно он используется в примерах, поясняющих методы расчета.
При предварительных оценочных исследованиях в расчетах обычно не учитыва­
ют промежуточные температуры отгонки топливных продуктов, хотя их величины
важны для таких рабочих характеристик, как время прогрева, темп набора скоро­
сти и экономичность двигателя. К допустимым компонентам относят те, интерва­
лы кипения которых лежат в пределах спецификаций (например, С4—380 °F, или
С4—193 °C) и которые отвечают требованиям, предъявляемым к давлению паров
по Рейду и октановому числу.

286
Глава 12. Смешение нефтепродуктов
12.1. ДАВЛЕНИЕ ПАРОВ ПО РЕЙДУ
Бензин с требуемой величиной давления паров по Рейду (.RVP) получают смеше­
нием бензиновой фракции С5—380 °F (Cs—193 °C) с нормальным бутаном. Необходи­
мое количество бутана рассчитывается по формуле
Mt{RVP)riM<{RVP)p
(121)
где — число молей смесевого продукта; (RVP)t — давление паров по Рейду смесе -
вого продукта, psi или кПа; М. — ч ис ло мо ле й Z-го компонента; (RVP).=давление па­
ров по Рейду f-го компонента,или кПа.
12.1.1. Пример 1
Примечание. Определение количества нормального бутана (молекулярная масса = 58,
RVP = 52psi) для получения бензина с RVP = 10 psi.
Базовый компонент Баррелей
за сутки
Фунтов
за час
Молеку­
лярная
масса
Моль/ч %мол. RVP
Парци­
альное
RVP
Легкий прямогонный бензин 4000 39 320
86
457
21,0 11,1 2,32
Бензин риформинга
6000 69 900
115
617 28,4 2,8
0,80
Алкилат
3000 30 690
104
595
13,4 4,6
0,62
Бензин каталитического
крекинга
8000 87 520. 108
810
37,2 4,4
1,64
Смесь
21000
2179 100,0
Базовое уравнение:
2179(2,32 + 0,80 + 0,62 + 1,64) + М(52,0) = (2179 + М) 10;
11723+52М=21790+101И;
42М=10 067;
М- 240; необходимо 240 молей л-С4.
Баррелей
за сутки
Фунтов за час Молекулярная
масса
Моль/ч
Нормальный бутан
1640
13 920
58
240
Суточный объем производства бензина с RVP = 10 psi равен 21 000 + 1640 = 22 640
баррелей.
В табл. 12 .1 приведены данные о свойствах множества промежуточных нефте­
заводских продуктов, полезные при определении свойств бензина, получаемого их
смешением.

12.1. Давление паров по Рейду
287
Свойства компонентов бензинов
Таблица 12.1
No
Компонент
RVP,psi MON RON ’API
1 изо-С<
71,0 92,0 93,0
2 н-С<
52,0 92,0 93,0
3 изо-С$
19,4 90,8 93,2
4 н-С}
14,7 72,4 71,5
5 изо-С6
6,4 78,4 79,2
6 Легкий прямогонный бензин (Cs—180 °F (С5—82 ’С))
H.1 61,6 66,4 73,6
7 Легкий прямогонный бензин, однократно изомеризованный
13,5 81,1 83,0 80,4
8 Тяжелый прямогонный бензин
1,0 58,7 62,3 48,2
9 Легкий бензин гидрокрекинга
12,9 82,4 82,8 79,0
10 Бензин гидрокрекинга, С5-С6
15,5 85,5 89,2 86,4
11 Бензин гидрокрекинга, С6-190 °F (С6-88 °C)
3,9 73,7 75,5 85,0
12 Бензин гидрокрекинга, 190-250 °F (88-121 °C)
1,7 75,6 79,0 55,5
13 Тяжелый бензин гидрокрекинга
1,1 67,3 67,6 49,0
14 Бензин коксования
3,6 60,2 67,2 57,2
15 Легкий бензин термического крекинга
9,9 73,2 80,3 74,0
16 Легкий бензин термического крекинга Сй+
1,1 68,1 76,8 55,1
17 Бензин каталитического крекинга, 200—300 °F (93—149 °C)
1,4 77,1 92,1 49,5
18 Гидрированный легкий бензин каталитического крекинга, С5+
13,9 80,9 83,2 51,5
19 Гидрированный бензин каталитического 1фекинга С,-200 °F
(С5—93 °C)
14,1 81,7 91,2 58,1
20 Гидрированный легкий бензин каталитического крекинга, С6
5,0 74,0 86,3 49,3
21 Гидрированный бензин каталитического крекинга Cs+
13,1 80,7 91,0 54,8
22 Гидрированный бензин каталитического крекинга
300-400 °F (149-204 °C)
0,5 81,3 90,2 48,5
23 Бензин риформинга, RON= 94
2,8 84,4 94,0 45,8
24 Бензин риформинга, RON— 98
2,2 86,5 98,0 43,1
25 Бензин риформинга, RON— 100
3,2 88,2 100,0 41,2
26 Ароматический концентрат
1,1 94,0 107,0
27 Алкилат, С3=
5,7 87,3 90,8
28 Алкилат, С =
4,6 95,9 97,3 70,3
29 Алкилат, С3=, С4=
5,0 93,0 94,5
30 Алкилат, С5=
1,0 88,8 89,7
31 Полимеризационный бензин
8,7 84,0 96,9 59,5
Примечание. В строках 27—30 представлены алкилаты, полученные алкилированием изобу­
тана соответственно пропиленом (строка 27), бутиленом (строка 28), пропиленом и бутиленом
(строка 29), а также амиленом (строка 30).

288
Глава 12. Смешение нефтепродуктов
Для расчета получения смеси с требуемым давлением паров по Рейду теоретиче­
ским способом необходимо знать среднюю молекулярную массу каждого компонен­
та. Хотя существует несколько общепринятых методов оценки величины средней
молекулярной массы по величинам температуры кипения, удельного веса и харак­
теристического коэффициента, удобнее пользоваться эмпирическим методом, раз­
работанным Chevron Research Со. В табл. 12 .2 показаны значения индексов смешения
давления паров (VPBI), зависящие от давления паров компонента. С достаточно точ­
ным приближением давление паров смеси вычисляется как сумма произведений
объемов компонентов на индексы смешения давления паров компонентов:
ЛИРсмееи = ^(ЕР2?2)г
(12.2)
Если нужно определить объем нормального бутана, необходимый для получения
смеси с заданной величиной давления паров, то
А(УРВГ)а + В(ВРВР)Ь +... + W(VPBI)w = (Г+ W)(VPBI)m,
(12.3)
где А — объем в баррелях компонента а и т д.; W— объем в баррелях нормального
бутана, Y = A+ B + C + ... (сумма объемов всех компонентов за исключением нор­
мального бутана); (VPBI)m — индекс давления паров, соответствующий требуемому
давлению паров смеси; w — нижний индекс для обозначения нормального бутана.
12.1.2. Пример 2
Компонент
Баррелей
за сутки RVP
VPBI
Объем х VPBI
Нормальный бутан
W
51,6
138,0
138Ж
Легкий прямогонный бензин
4000
11,1
20,3
81200
Бензин риформинга
6000
2,8
3,62
21720
Алкилат
3000
4,6
6,73
20 190
Бензин каталитического крекинга
8000
4,4
6,37
50 960
Смесь
21000 + W
174070+138W
При давлении паров смеси 10psi по табл. 12.2 величина VPBIn = 17,8;
17,8(21000+ W)=174070+ 138W;
(138 - 17,8)Ж= 373 800 - 174 070;
120,2Ж= 199 730;
Ж= 1660 баррелей нормального бутана.
Суммарный объем бензина с RVP = 10 psi равен 21 000 + 1660 = 22 660 баррелей
в сутки.
Хотя полученный результат несколько отличается от результата примера 1, рас­
хождение лежит в допустимых пределах при нормальной работе НПЗ.

12.1. Давление паров по Рейду
289
Индексы давления паров по Рейду для бензина и турбинных топлив
Таблица 12.2
Давление
паров, psi
0,0
0,1
0,2
0,3
0,4
0,5
0,6
0,7
0,8
0,9
0
0,00 0,05 0,13 0,22 0,31 0,42 0,52 0,64 0,75 0,87
1
1,00 1,12 1,25 1,38 1,52 1,66
1,79 1,94 2,06 2,23
2
2,37 2,52 2,67 2,83 2,98 3,14 3,30 3,46 3,62 3,78
3
3,91 4,11 4,28 4,44 4,61 4,78 4,95 5,13 5,30 5,48
4
5,65 5,83 6,01 6,19 6,37 6,55 6,73 6,92 7,10 7,29
5
7,47 7,66 7,85 8,04 8,23 8,42 8,61 6,80 9,00 9,19
6
9,39 9,58 9,78 9,98 10,2 10,4 10,6 10,8 11,0 И.2
7
11,4 11,6 11,8 12,0 12,2 12,4 12,6 12,8 13,0 13,2
8
13,4 13,7 13,9 14,1
14,3
14,5 14,7 14,9 15,2 15,4
9
15,6 15,8 16,0 16,2 16,4 16,7 16,9 17,1
17,3 17,6
10
17,8 18,0 18,2 18,4 18,7 18,9 19,1
19,4 19,6 19,8
11
20,0 20,3 20,5 20,7 20,9 21,2 21,4 21,6 21,9 22,1
12
22,3 22,6 22,8 23,0 23,3 23,5 23,7 24,0 24,2 24,4
13
24,7 24,9 25,2 25,4 25,6 25,9 26,1 26,4 26,6 26,8
14
27,1 27,3 27,6 27,8 28,0 28,3 28,5 28,8 29,0 29,3
15
29,5 29,8 30,0 30,2 30,5 30,8 31,0 31,2 31,5 31,8
16
32,0 32,2 32,5 32,8 33,0 33,2 33,5 33,8 34,0 34,3
17
34,5 34,8 35,0 35,3 35,5 35,8 36,0 36,3 36,6 36,8
18
37,1 37,3 37,6 37,8 38,1 36,4 38,6 38,9 39,1
39,4
19
39,7 39,9 40,2 40,4 40,7 41,0 41,2 41,5 41,6 42,0
20
42,3 42,6 42,8 43,1 43,4 43,6 43,9 44,2 44,4 44,7
21
45,0 45,2 45,5 45,8 46,0 46,3 46,6 46,6 47,1 47,4
22
47,6 47,9 48,2 48,4 48,7 49,0 49,3 49,5 49,8 50,1
23
50,4 50,6 50,9 51,2 51,5 51,7 52,0 52,3 52,6 52,8
24
53,1 53,4 63,7 54,0 54,2 54,5 54,8 55,1 55,3 55,6
25
55,9 56,2 56,5 56,7 57,0 57,3 57,5 57,9 58,1
58,4
26
58,7 59,0 59,3 59,6 59,8 60,1 60,4 60,7 61,0 61,3
27
61,5 61,8 62,1 62,4 62,7 63,0 63,3 63,5 63,8 64,1
28
64,4 64,7 65,0 65,3 65,6 65,8 66,1 66,4 66,7 67,0
29
67,3 67,6 67,9 68,2 68,4 68,8 69,0 69,3 69,6 69,9
30
70,2
40
101
51,6 (и-С4) 138
72,2 (изо-С^) 210
190 (Q
705

290
Глава 12. Смешение нефтепродуктов
Формула для величины индекса давления паров имеет вид VPBI= VPx;i5.
Пример: расчет давления паров бензиновой смеси
Компонент
Объемная
доля
Давление
паров, psi
Индексдавле­
ния паров
Объемная
доля х VPBI
Нормальный бутан
0,050
51,6
138
6,90
Легкий прямогонный бензин
0,450
6,75
10,9
4,90
Тяжелый прямогонный бензин
0,500
1,00
1,00
0,50
Смесь
1,000
7,4
12,3
12,30
Заимствовано из броыпоры 31.0 "API Iranian Heavy Crude Oil с разрешения Chevron Research
Company. Copyright © 1971 Chevron Oil Trading Company.
Источник: см. [3].
12.2. ОКТАНОВОЕ ЧИСЛО СМЕСИ
Октановые числа смесей определяются по объемным долям и октановым чис­
лам смешения компонентов. Истинные октановые числа смешиваются нелинейно,
поэтому в расчетах используют октановые числа смешения, которые определяются
на основании опыта как такие числа, которые при сложении на основе объемов ком­
понентов дают истинное октановое число смеси. Истинное октановое число
—
это
октановое число, определенное испытанием топлива на стандартизованном двигате­
ле CFR. Формула, применяемая в расчетах, имеет ввд
ВРУБОМ,,
(12.4)
где Bt — объем бензиновой смеси в баррелях; ONt — октановое число смеси; В. — объ ­
ем г-го компонента в баррелях; ON — октановое число смешения 1-го компонента.
12.3. ДРУГИЕ СВОЙСТВА СМЕСЕЙ
Существует несколько методов оценки физических свойств смесей по свойствам
компонентов. Один из наиболее удобных способов оценки нелинейных свойств сме­
сей — замена рассматриваемой величины другой величиной, зависящей от свой­
ства компонента, которая при смешении ведет себя приблизительно линейно. Такие
величины называются коэффициентами, или индексами, смешения. Chevron Re­
search Со. вывела значения индексов смешения для давления паров, вязкости, тем­
пературы вспышки и анилиновой точки. Они показаны в табл. 12.2—12 .5 . Этиданные
защищены авторским правом и воспроизводятся с разрешения Chevron Research Со.
В табл. 12.6 показаны индексы смешения для антидетонационных добавок.
К каждой таблице приводится пример использования индексов смешения. Рас­
смотрим подробнее вязкость, ведущую себя при смешении более сложным образом.

12.3 . Другие свойства смесей
291
Вязкость — одно из свойств некоторых смесевых продуктов, которое должно от­
вечать спецификациям. Вязкость не является аддитивным свойством, и для оценки
вязкости смеси по величинам вязкости ее компонентов необходимо применять спе­
циальные методы. Наиболее распространенный метод
—
использование специаль­
ных номограмм, разработанных и предоставляемых ASTM.
Вязкость смесей удобно рассчитывать с использованием коэффициентов вязко­
сти (VF) из табл. 12.3. Можно считать, что коэффициент вязкости смеси с достаточ­
ной точностью равен сумме произведений объемных долей (К) компонентов на их
коэффициенты вязкости:
(12.5)
Пример расчета показан в табл. 12 .3 .
Определять кинематическую вязкость смеси, выражаемую в сантистоксах (сСт),
можно при любой температуре, но при этом вязкости всех компонентов должны быть
приведены к той же температуре. Вязкость смеси в секундах по универсальному ви­
скозиметру Сейболта (SUS) также можно определять для любой температуры, при­
чем она будет эквивалентна кинематической вязкости смеси, определенной для той
же температуры. Таким образом, табл. 12.3 можно использовать для преобразования
значений вязкости, выраженных в сантистоксах, в значения, выраженные в секундах
по универсальному вискозиметру Сейболта, и наоборот.
зТаблица 12.3
Индексы смешениядля вязкости
Коэффициенты для определения вязкости смесей при постоянной температуре,
соответствующие значениям вязкости компонентов, выраженным в сантистоксах
сСт
0,00 0,01 0,02 0,03 0,04 0,05 0,06 0,07 0,08 0,09
0,5
0,000 0,006 0,013 0,019 0,025 0,030 0,036 0,041 0,046 0,051
0,6
0,056 0,061 0,065 0,069 0,074 0,078 0,082 0,086 0,089 0,093
0,7
0,097 0,100 0,104 0,107 0,110 0,114 0,117 0,120 0,123 0,126
0,8
0,128 0,131 0,134 0,137 0,139 0,142 0,144 0,147 0,149 0,152
0,9
0,154 0,156 0,159 0,161 0,163 0,165 0,167 0,169 0,172 0,174
сСт
0,0
0,1
0,2
0,3
0,4
0,5
0,6
0,7
0,8
0,9
1
0,176 0,194 0,210 0,224 0,236 0,247 0,257 0,266 0,275 0,283
2
0,290 0,297 0,303 0,309 0,314 0,320 0,325 0,329 0,334 0,338
3
0,342 0,346 0,350 0,353 0,357 0,360 0,363 0,366 0,369 0,372
4
0,375 0,379 0,380 0,383 0,385 0,387 0,390 0,392 0,394 0,396
5
0,398 0,400 0,402 0,404 0,406 0,408 0,410 0,411 0,413 0,414
6
0,416 0,418 0,419 0,421 0,422 0,423 0,425 0,426 0,428 0,429
7
0,431 0,432 0,433 0,434 0,436 0,437 0,438 0,439 0,440 0,442
8
0,443 0,444 0,445 0,446 0,447 0,448 0,449 0,450 0,451 0,452
9
0,453 0,454 0,455 0,456 0,456 0,457 0,458 0,459 0,460 0,461

292
Глава 12. Смешение нефтепродуктов
Продолжение табл. 12.3
сСт
0
1
2
3
4
5
6
7
8
9
10
0,462 0,470 0,477 0,483 0,489 0,494 0,499 0,503 0,508 0,511
20
0,515 0,519 0,522 0,525 0,528 0,531 0,533 0,536 0,538 0,541
30
0,543 0,545 0,547 0,549 0,551 0,553 0,555 0,557 0,558 0,559
40
0,561 0,563 0,564 0,566 0,567 0,568 0,570 0,571 0,572 0,573
50
0,575 0,576 0,577 0,578 0,579 0,580 0,581 0,582 0,583 0,584
60
0,585 0,586 0,587 0,588 0,589 0,590 0,591 0,592 0,592 0,593
70
0,594 0,595 0,596 0,596 0,597 0,598 0,599 0,599 0,600 0,601
80
0,601 0,602 0,603 0,603 0,604 0,605 0,605 0,606 0,607 0,607
90
0,608 0,608 0,609 0,610 0,610 0,611 0,611 0,612 0,612 0,613
сСт
0
10
20
30
40
50
60
70
80
90
100
0,613 0,618 0,623 0,627 0,631 0,634 0,637 0,640 0,643 0,645
200
0,649 0,651 0,653 0,655 0,657 0,659 0,661 0,662 0,664 0,665
300
0,667 0,669 0,670 0,671 0,673 0,674 0,675 0,676 0,678 0,679
400
0,680 0,681 0,682 0,683 0,684 0,685 0,686 0,687 0,688 0,688
500
0,689 0,690 0,691 0,692 0,692 0,693 0,694 0,695 0,696 0,696
600
0,697 0,698 0,698 0,699 0,700 0,700 0,701 0,701 0,702 0,702
700
0,703 0,704 0,704 0,705 0,705 0,706 0,706 0,707 0,707 0,708
800
0,708 0,709 0,709 0,710 0,710 0,711 0,711 0,712 0,712 0,713
900
0,713 0,714 0,714 0,715 0,715 0,715 0,716 0,716 0,716 0,717
сСт
0
100
200
300
400
500
600
700
800
900
1000
0,717 0,721 0,724 0,727 0,730 0,733 0,735 0,737 0,739 0,741
2000
0,743 0,745 0,747 0,748 0,750 0,751 0,752 0,754 0,755 0,756
3000
0,757 0,758 0,759 0,761 0,762 0,763 0,764 0,765 0,765 0,756
4000
0,767 0,768 0,769 0,770 0,770 0,771 0,772 0,772 0,773 0,774
5000
0,775 0,775 0,776 0,777 0,778 0,778 0,778 0,779 0,779 0,780
6000
0,780 0,781 0,781 0,782 0,782 0,783 0,783 0,784 0,784 0,785
7000
0,785 0,785 0,786 0,787 0,787 0,787 0,788 0,788 0,789 0,790
8000
0,790 0,790 0,790 0,791 0,791 0,791 0,792 0,792 0,792 0,793
9000
0,793 0,794 0,794 0,794 0,795 0,795 0,795 0,796 0,796 0,796
сСт
0
1000 2000 3000 4000 5000 6000 7000 8000 9000
10 000
0,796 0,799 0,802 0,804 0,806 0,808 0,810 0,812 0,814 0,815
20 000
0,817 0,818 0,820 0,821 0,822 0,823 0,824 0,825 0,826 0,827
30 000
0,828 0,829 0,830 0,831 0,832 0,833 0,833 0,834 0,835 0,836
40 000
0,836 0,837 0,838 0,838 0,839 0,839 0,840 0,841 0,841 0,842
50 000
0,842 0,843 0,843 0,844 0,844 0,845 0,845 0,846 0,846 0,847
60 000
0,847 0,848 0,848 0,848 0,849 0,849 0,850 0,850 0,850 0,851

12.3 . Другие свойства смесей
.
293
Продолжение табл. 12.3
70 000
0,851
80 000
0,854
90 000
0,858
сСг
0
100000
0,860
200 000
0,877
300 000
0,887
400 000
0,894
500 000
0,899
600000
0,903
700 000
0,906
800 000
0,909
900000
0,912
сСт
0
1000 000 0,914
2 000 000 0,928
3 000 000 0,937
4 000 000 0,942
5 000 000 0,947
6000 000 0,950
7000 000 0,953
8 000 000 0,956
9000 000 0,958
сСт
0
10 000 000 0,960
20 000 000 0,973
30 000 000 0,980
40 000 000 0,985
50 000 000 0,989
60 000000 0,992
70 000000 0,995
80 000 000 0,997
90 000000 0,999

294
Глава 12. Смешение нефтепродуктов
Продолжение табл. 12.3
Коэффициенты для определения вязкости смесей при постоянной температуре,
соответствующие значениям вязкости компонентов, выраженным в секундах
по универсальному вискозиметру Сейболта (SUS)
SUS
0,0
ОД 0,2
0,3
0,4
0,5
0,6
0,7
0,8
0,9
32
0,215 0,278 0,280 0,282 0,284 0,286 0,288 0,290 0,292 0,294
33
0,296 0,298 0,300 0,302 0,303 0,305 0,307 0,309 0,310 0,312
34
0,314 0,315 0,317 0,318 0,320 0,321 0,323 0,324 0,326 0,327
35
0,328 0,330 0,332 0,333 0,334 0,335 0,337 0,338 0,339 0,340
36
0342 0,343 0,344 0,345 0,346 0,347 0,349 0,350 0,351 0,352
37
0,353 0,354 0,355 0,356 0,357 0,358 0,359 0,360 0,362 0,363
38
0,363 0,364 0,365 0,366 0,367 0,368 0,369 0,370 0,371 0,372
39
0,373 0,373 0,374 0,375 0,376 0,377 0,378 0,378 0,379 0,380
SUS
0
1
2
3
4
5
6
7
8
9
40
0,381 0,388 0,395 0,402 0,408 0,413 0,418 0,425 0,428 0,431
50
0,435 0,439 0,442 0,445 0,449 0,451 0,454 0,457 0,459 0,462
60
0,464 0,466 0,469 0,471 0,473 0,475 0,476 0,478 0,480 0,482
70
0,483 0,485 0,486 0,488 0,489 0,491 0,492 0,493 0,495 0,496
80
0,497 0,498 0,499 0,501 0,502 0,503 0,504 0,505 0,506 0,507
90
0,508 0,509 0,510 0,511 0,512 0,513 0,513 0,514 0,515 0,516
SUS
0
10
20
30
40
50
60
70
80
90
100
0,517 0,524 0,531 0,537 0,542 0,547 0,551 0,555 0,559 0,562
200
0,565 0,568 0,571 0,574 0,576 0,579 0,581 0,583 0,585 0,587
300
0,589 0,591 0,593 0,595 0,596 0,598 0,600 0,601 0,603 0,604
400
0,605 0,607 0,608 0,609 0,611 0,612 0,613 0,614 0,615 0,616
500
0,617 0,618 0,619 0,620 0,621 0,622 0,623 0,624 0,625 0,626
600
0,627 0,628 0,628 0,629 0,630 0,631 0,632 0,632 0,633 0,634
700
0,635 0,635 0,636 0,637 0,637 0,638 0,639 0,639 0,640 0,640
800
0,641 0,642 0,642 0,643 0,643 0,644 0,645 0,645 0,646 0,646
900
0,647 0,647 0,648 0,648 0,649 0,649 0,650 0,650 0,651 0,651
SUS
0
100
200
300 400 500 600
700
800 900
1000
0,652 0,656 0,660 0,664 0,667 0,670 0,673 0,676 0,679 0,681
2000
0,683 0,685 0,687 0,689 0,691 0,692 0,694 0,696 0,697 0,699
3000
0,700 0,701 0,703 0,704 0,705 0,706 0,707 0,708 0,709 0,710
4000
0,711 0,712 0,713 0,714 0,715 0,716 0,717 0,718 0,719 0,719
5000
0,720 0,721 0,722 0,722 0,723 0,724 0,725 0,725 0,726 0,726
6000
0,727 0,728 0,728 0,729 0,729 0,730 0,731 0,731 0,732 0,732
7000
0,733 0,733 0,734 0,734 0,735 0,735 0,736 0,736 0,737 0,737
8000
0,738 0,738 0,739 0,739 0,740 0,740 0,740 0,741 0,741 0,742
9000
0,742 0,742 0,743 0,743 0,744 0,744 0,744 0,745 0,745 0,745
SUS
0
1000 2000 3000 4000 5000 6000 7000 8000 9000
10 000
0,746 0,749 0,752 0,755 0,758 0,760 0,762 0,764 0,766 0,768

12.3. Другие свойства смесей
295
Продолжение табл. 12 .3
20 000
30 000
40 000
50 000
60 000
70 000
80 000
90 000
SVS
0,770
0,783
0,792
0,799
0,804
0,809
0,813
0,816
О
0,771
0,784
0,793
0,799
0,805
0,773
0,785
0,793
0,800
0,805
0,774
0,786
0,794
0,800
0,806
0,776
0,787
0,795
0,801
0,806
0,777
0,788
0,795
0,802
0,807
0,778
0,789
0,796
0,802
0,807
0,779
0,790
0,797
0,803
0,807
0,781
0,790
0,797
0,803
0,808
0,782
0,791
0,798
0,804
0,808
100 000
200 000
300 000
400 000
500 000
600 000
700 000
800 000
900 000
SUS
0,819
0,838
0,849
0,856
0,862
0,867
0,870
0,874
0,877
О
1 000 000
2 000 000
3 000 000
4 000 000
5 000 000
6000 000
7 000 000
8 000 000
9 000 000
SVS
#,879
0,893
0,904
0,911
0,915
0,919
0,923
0,925
0,928
О
10 000 000
20 000 000
30 000 000
40 000 000
50 000 000
60 000 000
70 000 000
80 000 000
90 000 000
0,930
0,944
0,952
0,957
0,961
0,965
0,968
0,970
0,972

296
Глава 12. Смешение нефтепродуктов
Продолжение табл. 12.3
Коэффициенты для определения вязкости смесей при температуре 130 °F (54,4 °C),
соответствующие значениям вязкости компонентов, выраженным в секундах
по вискозиметру Furol Сейболта при температуре 122 °F (50 °C) (ffiS)
Жири 122 °F
0
1
2
3
4
5
6
7
8
9
20
0,558 0,561 0,563 0,566 0,568
30
0,570 0,572 0,574 0,576 0,578 0,580 0,582 0,584 0,585 0,587
40
0,588 0,590 0,591 0,593 0,594 0,595 0,597 0,598 0,599 0,600
50
0,601 0,602 0,604 0,605 0,606 0,607 0,608 0,609 0,610 0,610
60
0,611 0,612 0,613 0,614 0,615 0,616 0,616 0,617 0,618 0,619
70
0,619 0,620 0,621 0,622 0,622 0,623 0,624 0,624 0,625 0,625
80
0,626 0,627 0,627 0,628 0,629 0,629 0,630 0,630 0,631 0,632
90
0,632 0,633 0,633 0,634 0,634 0,635 0,635 0,636 0,636 0,637
5Е5при 122 °F
0
10
20
30
40
50
60
70
80
90
100
0,637 0,642 0,646 0,649 0,653 0,656 0,659 0,661 0,664 0,666
200
0,669 0,672 0,673 0,675 0,676 0,678 0,680 0,681 0,683 0,684
300
0,686 0,687 0,688 0,689 0,691 0,692 0,693 0,694 0,695 0,696
400
0,697 0,698 0,699 0,700 0,701 0,702 0,703 0,703 0,704 0,705
500
0,706 0,707 0,707 0,708 0,709 0,710 0,710 0,711 0,712 0,712
600
0,713 0,713 0,714 0,715 0,715 0,716 0,716 0,717 0,718 0,718
700
0,719 0,719 0,720 0,720 0,721 0,721 0,722 0,722 0,723 0,723
800
0,724 0,724 0,724 0,725 0,725 0,726 0,726 0,727 0,727 0,727
900
0,728 0,728 0,729 0,729 0,729 0,730 0,730 0,730 0,731 0,731
Жири 122 °F
0
100 200 300 400 500 600 700 800 900
1000
0,732 0,735 0,738 0,741 0,743 0,746 0,748 0,750 0,752 0,754
2000
0,755 0,757 0,759 0,760 0,761 0,763 0,764 0,764 0,766 0,767
3000
0,769 0,770 0,771 0,772 0,773 0,773 0,774 0,775 0,776 0,777
4000
0,778
Примечание. Значения в таблице приведены для температуры
13 0 °F, хотя вязкость в секундах по вискозиметру Furol взята для тем-
5000
0,784 пературы 122 °F. Эту таблицу саму по себе не следует применять для
6000
0,790 каких-либо других значений температур . Значения из этой табли-
цы можно использовать на взаимозаменимои основе со значениями
7000
0,795 вязкости в сантистоксах и в секундах по универсальному вискози-
метру Сейболта, если последние взяты для температуры 130 °F. Для
8000
0,798 вязкости в Жпри 210 °F следует принять SUS= 10 SFS а восполь-
9000
0,802 зоваться таблицей коэффициентов для вязкости в секундах по уни-
версальному вискозиметру Сейболта.

12.3. Другие свойства смесей
297
Пример: расчет вязкости трехкомпонеитной смеси
Компонент Объемная доля
в смеси
Вязкость
Коэффициент Объемная долях
х Коэффициент
А
0,5
SFS— 430 при 122 °F
(50 °C)
0,700
0,350
В
0,3
SUS= 82,5 при 130 °F
(54,4‘С)
0,500
0,150
С
0,2
2,15 сСт при 130 °F
0,300
0,060
Смесь
1,0
39,5 сСт при 130 °F,
или .«/.S'= 183 при 130 °F,
или >£ЕУ= 26 при 122 °F
0,560
0,560
Источник: см. [3].
Индексы смешениядля температур вспышки [2]
*
Таблица 12.4
Темпе­
ратура
вспыш­
ки, °F
0
1
2
3
4
5
6
7
8
9
0
168 000 157 000 147000 137000 128 000 120 000 112000 105 000 98 600 92400
10
86600 81200 76100 71400 67 000 62900 59000 55 400 52100 49 000
20
46000 43300 40700 38300 36100 34000 32000 30100 28400 26800
30
25200 23800 22400 21200 20000 18900 17800 16800 15900 15000
40
14 200 13 500 12 700 12 000 11400 10 800 10 200 9680 9170 8690
50
8240 7810 7410 7030 6670 6330 6010 5700 5420 5150
60
4890 4650 4420 4200 4000 3800 3620 3441 3280 3120
70
2970 2830 2700 2570 2450 2330 2230 2120 2020 1930
80
1840 1760 1680 1600 1530 1450 1400 1340 1280 1220
90
1170 1120 1070 1020 978
935
896
857
821
786
100
753
722
692
662
635
609
584
560
537
515
110
495
475
456
438
420
404
388
372
358
344
120
331
318
305
294
283
272
261
252
242
233
130
224
216
208
200
193
186
179
172
166
160
140
159
149
144
138
134
129
124
120
116
112
150
108
104
101
97,1
93,8 90,6 87,5 84,6 81,7 79,0
160
76,3 73,8 71,4 69,0 66,7
64,5 62,4 60,4 58,4 56,5
170
54,7 52,9 51,3
49,6 48,0 46,5 45,1 43,6 42,3 40,9
180
39,7 38,4
37,3 36,1
35,0 33,9 32,9
31,9 30,9 30,0
190
29,1
28,2 27,4 26,6 25,8 25,0 24,3
23,6 22,9 22,2

298
Глава 12. Смешение нефтепродуктов
Окончание табл. 12.4
200
24,6 20,9
20,3
19,7
19,2 18,6
18,1
17,6
17,1
16,6
210
16,1
15,7
15,2
14,8
14,4 14,0
13,6
13,3
12,9
12,5
220
12,2
11,9
11,6
11,2
10,9
10,6 10,4 10,1 9,82 9,56
230
9,31 9,07 8,83 8,60 8,37 8,16 7,95 7,74 7,55 7,35
240
7,16 6,98 6,80 6,63 6,47 6,30 6,15
5,99 5,84 5,70
250
5,56 5,42
5,29 5,16 5,03 4,91
4,79 4,68 4,56 4,45
260
4,35 4,24 4,14 4,04 3,95 3,86 3,76 3,68 3,59 3,51
270
3,43 3,35 3,27
3,19
3,12 3,05 2,98 2,91
2,85 2,78
280
2,72 2,66
2,60 2,54 2,48 2,43 2,37 2,32 2,27 2,22
290
2,17 2,12
2,08 2,03
1,99 1,95 1,90
1,86
1,82
1,79
Темпе­
ратура
вспыш­
ки, ’F
0
10
20
30
40
50
60
70
80
90
300
1,75
1,41
1,15 0,943 0,777 0,643 0,535 0,448 0,376 0,317
400
0,269 0,229 0,196 0,168 0,145 0,125 0,108 0,094 0,082 0,072
500
0,063 0,056 0,049 0,044 0,039 0,035 0,031 0,028 0,025 0,022
• Может использоваться для определения температур вспышки смесей по температурам
вспышки компонентов, определенным на любом аппарате. Желательно избегать совместно­
го применения значений температур вспышки, определенных аппаратами с закрытым и с от­
крытым тиглем.
Пример
Компонент Объемная доля
Температура
вспышки, "F (°C)
Индекс
смешения
Объемная доля х
Индекс смешения
А
0,30
100 (37,8)
753
226
В
0,10
90 (33,2)
1170
117
С
0,60
130 (54,4)
224
134
Смесь
1,00
111
477
477
Заимствовано из брошюры 31.0 "API Iranian Heavy Crude Oil с разрешения Chevron Research
Company. Copyright© 1971 Chevron Oil Trading Company.
Источник: см. [3].
В табл. 12.3 даны также коэффициенты для определения вязкости, выражен­
ной в секундах по вискозиметру Furol Сейболта (SFS). Они действительны только
для значений вязкости при 122 °F (50 °C). Если значения вязкости в SFS необходи­
мо определить для какой-либо другой температуры, их сначала нужно преобразовать
в сантистоксы или SUS.
Коэффициенты для определения вязкости в SFS при 122 °F (50 °C) могут приме­
няться на взаимозаменяемой основе со значениями коэффициентов для вязкости,

12.3. Другие свойства смесей
299
выраженной в SUSwm сантистоксах при 130 °F (54,4 °C). Таким образом, табл. 12.3
можно использовать также для преобразования значений вязкости в SFS при
122 °F (50 °C) в значения вязкости в сантистоксах или секундах по универсальному
вискозиметру Сейболта при 130 °F (54,4 °C).
Рейд и Аллен из Chevron Research Со. [3] разработали аналогичный метод для
оценки температур потери текучести смесей дистиллятов. Индексы смешения для
температур потери текучести дистиллятных компонентов приведены в табл. 12.7.
Индекс температуры потери текучести смеси равен сумме произведений объемных
долей компонентов (К) на их индексы смешения для температуры потери текуче­
сти (РРВГ):
PPBI^ = ^VPPBIr
(12.6)
Вязкость смеси можно оценить и по процедуре ZPZ1L44.3, описанной на с. 11 —35
справочника API Technical Data Book — Petroleum Refining.
Индексы смешения для анилиновой точки
Таблица 12.5
Анилиновая
точка, °F
0
-1
-2
-3
-4
-5
-6
-7
-8
-9
-10
20,0 17,4 14,9 12,6 10,3 8,10 6,08 4,17 2,46 1,00
0
49,1 46,0 42,8 39,8 36,8 33,8 30,9 28,1 25,3 22,6
Анилиновая
точка, °F
-f
0
1
2
3
4
5
6
7
8
9
0
49,1 52,4 55,6 58,9 62,3 65,7 69,1 72,6 76,1 79,6
10
83,2 86,8 90,5 94,2 97,9 102
105 109
113
117
20
121
125
129
133
137
141
145
149
153 157
30
162
166
170
174
179
183
187
192
196 200
40
205 209 214 218 223 227 232 237
241
246
50
250 255 260 264 269 274 279 283 288 293
60
298 303 308
312 317 322 327 332 337 342
70
347 352 357 362 367 372 377 382 388 393
80
398 403 408 414 419 424 429 435 440 445
90
451 456 • 461 467 472 477 483 488 494 497
100
505 510 516 521 527 532 538 543 549 554
110
560 566 571 577 582 588 594 599 . 605 611
120
617 622 628 634 640 645 651 657 663 669
130
674 680 686 692 698 704 710
716
722 727
140
733 739 745 751
757 763 769 775
781
788
150
794 800 806 812 818 824 830 836 842 849
160
855 861 867 873 880 885 892 898 904 911
170
917 923 930 936 942 948 955 961 967 974

300
Глава 12. Смешение нефтепродуктов
Окончание табл. 12.5
180
980 986 993 999 1006 1012 1019 1025 1031 1038
190
1044 1050 1057 1064 1070 1077 1083 1090 1096 1103
200
1110 1116 1122 1129 1136 1142 1149 1156 1162 1169
210
1176 1182 1189 1196 1202 1209 1216 1222 1229 1236
220
1242 1249 1255 1262 1269 1276 1283 1290 1330 1337
230
1310 1317 1324 1331 1337 1344 1351 1358 1365 1372
240
1379 1386 1392 1400 1406 1413 1420 1427 1434 1441
Анилиновая
точка в смеси
с гептаном, °F
0
1
2
3
4
5
6
7
8
9
0
- 736 -730 -723 -716 -709 -703 -696 -689 -682 -675
10
- 668 -660 -653 -646 -639 -631 -623 -616 -608 -600
20
- 593 -584 -577 -569 -561 -552 -544 -536 -528 -519
30
- 511 -503 -494 -486 -477
-468 -460 -451 -442
- 433
40
-425 -416 -407 -398
-38 9
-3 80
-371 -361 -352 -343
50
- 334 -324 -315 -306 -296 -287 -277
- 267 -258 -248.
60
-239 -229 -219 -210 -200 -190 -180 -170 -160 -150
70
-140 -130 -120 -ПО
- 100 -89,6 79,4
-69,2
- 58,9
-48,6
80
-3 8,3
- 27,9
-1 7,5
- 7,06’ 3,39 13,9 24,4 35,0 45,5 56,1
90
66,8 77,4 88,1 98,8 110
120
131
142
153 164
100
175
186 197 208 219 230
241 252 263 274
110
285 297 308 319 330 342 353 364 376 387
120
399 410 422 433 445 456 468 479 491 503
130
514 526 538 550 561 573 585 597 609 620
140
632 644 656 668 680 692 704 716 728 741
Пример
Компонент Объемная
доля
Анилиновая точка, °F
Индекс
смешения
Объемная долях
х Индекс
смешения
А
0,8
70
347
278
В
0,2
40 (в смеси с гептаном)
- 425
-85
Смесь
1,0
37 (или 102 в смеси с гептаном)
193
193
Заимствовано из брошюры 31.0'API Iranian Heavy Crude Oil с разрешения Chevron Research
Company. Copyright © 1971 Chevron Oil Trading Company.
Источник: см. [3].
Примечание. Перевод t, °F, в tl, °C: /' = (Г - 32)/1,8.

12.4. Практический пример: приготовление бензина
301
Октановые числа смешения для антидетонавдонных добавок [4,5]
Таблица 12.6
Соединение
Октановое число смешения
RVP,psi
RON
MON
(RON + MON)/2
Метанол
40
135
105
120
Этанол
И
132
106
119
Третичный бутанол (ТБС)
6
106
89
98
МТБЭ
9
118
101
110
ЭТБЭ
4
118
102
110
ТАМЭ
1,5
111
98
105
ТЭС
—
10000
13000
Источник: см. [4, 5].
12.4. ПРАКТИЧЕСКИЙ ПРИМЕР:
ПРИГОТОВЛЕНИЕ БЕНЗИНА
НПЗ должен производить 50 % бензина высшего качества и 50 % бензина рядово­
го качества с дорожными октановыми числами соответственно 91 и 87 и давлением
паров по Рейду 10,2psi (70,3 кПа).
При таком соотношении объемов производства бензина высшего и рядово­
го сортов средневзвешенное по объему дорожное октановое число должно быть
91 • 0,5 + 87 • 0,5 = 89,0. Далее выбираются доступные для приготовления бензина ба­
зовые компоненты. На данной стадии расчета используется метод последовательного
приближения. После выбора компонентов вычисляется количество нормального бу­
тана, необходимое для получения требуемой величины давления паров, так как нор­
мальный бутан вносит существенный вклад в октановое число готового продукта.
Для приготовления бензина доступны следующие компоненты, производимые
различными установками:
Компонент
Баррелей за сутки M0N
RON
Бензин изомеризации
5735
81,1
83,0
Бензин риформинга
14749
86,9
98,5
Бензин каталитического крекинга С5
20117
76,8
92,3
Легкий бензин гидрокрекинга
814
82,4
82,8
Алкилат
4117
95,9
97,3
Полимербензин
2071
84,0
96,9
Всего
47 603

302
Глава 12. Смешение нефтепродуктов
ГМ
N
И
н
д
е
к
с
ы
с
м
е
ш
е
н
и
я
д
л
я
т
е
м
п
е
р
а
т
у
р
п
о
т
е
р
и
т
е
к
у
ч
е
с
т
и
д
и
с
т
и
л
л
я
т
н
ы
х
к
о
м
п
о
н
е
н
т
о
в
ОоС"
о
о©г*О
©
4©
xt
«п
сп г*-
счсч4©СП©41
Г-"
ос
tn
«Л
xj-
tn
СПсмСЧ
40сч04
о
счг*
©
4©
tn
©
спхГ
©*
СПСП
©
1Л
сч
©
1
0
.
2
0
|
tn
©’
©
©'
г^о
о
«Л
0
О
шГ"
40
СПо 04
г* сч
4©
СОхг г*сП
04
счсчсчооЧ" СП
ОО
Ч;
40
©
in
оо
СП
©
сп
хГ
сч"
04ХГ-©
04
©
г*
4©
©
<Л
©
хГ
©
СП
©
шсч
©'
04
©*
ХГ
©
©
о
оо
©_
©*
Оin
©
ш
©сч
оо xt
40
оШ
04
сп СП xj-сч
04шсч
04
см
А'Ч
сп
хГ
хГ
ХГ
СП СЧ
сч
см
гп©_о
ОО
©
см40
©
in
©’
оосп
©'
СП
©'
хГСЧ
о
04
©
хГ
©©*
in
см©
со
©ш
оо Г-
©
СПш счхг спСП
40
счСЧ4©сП©
оо
сП
4©
©
1П
©0
СП
©
СП
«п
см
04«псч4©
04
©
ш
©*
см4©
©’
ОО
©'
ООСП
©’
©
СП
©
ХГСЧ
©
оо
©'
ш
©
ооо
о ООсо 0440
4©
1П ХГ
in
СПоосчСПсчООм* з©^
04 Г-'
©
in
Xt_
хГ
хГ
СП
оо
сч
Г4
СМ
оо -©
04
©
СПг-
о
оош
©
xt
©
Г**сп
©
©
СП
©'
СПсч
©
©
сч
©
in
г-ш
ел
04
СЧ ©in
г- ООСП
©
СПХГсч04inсч©©
ОО
СП
ч©
©
in
04
СП
сч
СП
©^
см см
сП©4©
оо
ф
оо1©
©
4©
Ш
©
4©
хГ
©
4©
сп
©'
оосч
©'
«л
см
©
ошш
шхг
04хгг*4©?§сч
СП 4©
счСЧг»хГ ОО
ФО
4©
«п
in
ХГ
©
СП
©
сп"
ХГ
см
04 «Л
©сч
ФО
©
4©
4©
©’
tn
in
о’
СП
©
хГсП
©
©
СП
о
in
счш
со©
04
г-С"»
СП4©
счш счхГ xt
сп оо
сч
СПСЧ
ОО•Псчоо
04
04
А
СП
©tnхГ
хГ^
сп"
ОО
СЧ
сч
сч
ОО сч оо04
©
90
©'
»л
4©
©’
смtn
о©
4©
СП
О
оо•п
осч ФО
04
©
ОО
©
©
хГ
шхГхг©
сп фсП хГСЧ
©
сч
4© СП
-
ОО
оо г*
оо
in
г«-
хГ
04
СП
сч
СП
in
сч см
хГ сП04
©’
С**Г"
©’
сч4©
©
©
in
©
счХГ
о'
V»
г-
*г
СП
сч С счоо ОО©
4©
ш4©
хГ ООСП счСП 4©
СЧсмГ-XJ* СЧС\
04
04
Г-’
•п
©
сП
in
хГ'
xj-'
4©
сп
04
см
хГ
сч'
О
сч
4© СП
-
©
04
©©
04©
©
0
in
©'
оin
*г
in
сч СП© in
оо 04
in
оохг охг СПСП
Г"СЧ сПсч
044©СП-г^
оо
сч 04
in
04
хГ
сП
СП
ФО
см
ГП
СЧ
04ш
*
«—<
-
оо
©’
см
С*;
Ф*
©
4©
0
in
счхг
г-
сч п© г-оо СПГ
*
©
оtn
ш
СП 04
СЧяО
СЧ
Г"хГсч4©
04
ф
оо
40
©
tn
«п
40-
ХГ
г-
сП
сч
сП
4©.
сч"
СМ
сч
ООtnсчо1Л
00
©’О
о
о’Т
оосч г*о ©
04
1П
Г" СП
4©
счin
хГxr
г*сП сП
4©
СЧсчООШСП©с*^
со
СП
4© in
см 4©
сП
04
сч"
•п
сч сч’
сч•
0
•
ОО
©
in
I*»
СП
04
сч ©4
О сч04
г-г*.
4©
4©
хГш 40 04
СПсчСПсчсПСЧ044©хГ-in
04
©
оо
°0
4©
г*
in ХГ
©
xj^
сП
СП
оо
см сч
©
см
г*
СЧ 04
04
©
о»пСП
сП-хГ
04
©4 ФО
4© «л
ООхГ ХГ хГСП 04
сч М"сч
©
СЧГ*шсчооо
оо Г-’'
СП
4©"
сп
in
tn
XT СП
см
сп сч
СП
сч
04 4©
-
©
ОСП
СПсП Xt 04
04
ООоо СЧГ-
©
4©
СЧш ХГ
xf
Г"сп счСП г
*
счсПсм©СЧг*хГсм©00
ФО
•Л
А
ХГ
м?
UH
tn
4©
м*
©
ХГ
сП
СП
oo~
сч
•л
СЧ* сч
оо 1Л
\
Л
\
h
\
u>.
\С«
2
\
н
вА
§2^
\
£о
\
Нош
\
©
Г"
in
©
©
4©
Ш«п о
>п
tn
хГ охГ «пСП осп
in
сч ©сч
Шош©
<л
1
о
1
Ш
7
©
сч
1
ш
сч
1
оСП
1
шСП
1
©
ХГ
1
«л
ХГ
1
©
ш
1
1л
ш
1
©
4©
1
ш4©
1
©
Г*
1
П
у
б
л
и
к
у
е
т
с
я
с
р
а
з
р
е
ш
е
н
и
я
C
h
e
v
r
o
n
R
e
s
e
a
r
c
h
C
o
m
p
a
n
y
.
И
с
т
о
ч
н
и
к
:
с
м
.
1
3
1
.

12.4. Практический пример: приготовление бензина
303
На первом круге расчета принимается, что суммарный объем компонентов сме­
шения, выбранных для приготовления бензина высшего качества, равен сумме про­
изведений объемной доли бензина высшего качества на объемы соответствующих
компонентов. Используются следующие компоненты:
Компонент
Объем RVP
VPBI
Объем х VPBI
Нормальный бутан
W
51,6
138,0
138 W
Бензин изомеризации
5735
13,5
25,9
148 395
Бензин риформинга
14 749
2,2
2,7
39 517
Бензин каталитического крекинга С5
20117
4,4
6,4
128 199
Легкий бензин гидрокрекинга
814
12,9
24,4
19 895
Алкилат
4117
4,6
6,7
27 732
Полимербензин
2071
8,7
14,9
30 950
Смесь
47603+W
18,2(47603+W)=394688+138
866 375 + 18,2W=394 688 + 138РК;
119,81^ = 471 687;
W= 3937 баррелей С4 за сутки.
Общий объем бензинавысшего качества с RVP= 10,2/ш —51540 баррелей за сутки.
12.4.1. Расчет средневзвешенного октанового числа
Компонент
Баррелей
за сутки
Объем­
ная доля M0N "LMON RON IRON
Нормальный бутан
3937
0,077 92,0
7,05
93,0 7,12
Бензин изомеризации
5735
0,111
81,1
9,02
83,0 9,23
Бензин риформинга
14 749
0,286 86,9 24,85 98,5 28,18
Бензин каталитического крекинга С5 20117
0,390 76,8 29,97 92,3 36,02
Легкий бензин гидрокрекинга
814
0,016
82,4
1,30
82,8
1,31
Алкилат
4117
0,080 95,9
7,66
97,3
7,77
Полимербензин
2071
0,040 84,0
3,38
96,9 3,89
Смесь
51540
1,000
83,23
93,52
Средневзвешенное дорожное октановое число ((MON + RON)/!)) = 88,38.
Это неприемлемо, так как средневзвешенное дорожное октановое число должно
быть равно 89. Существует несколько способов исправления расхождения .

304
Глава 12. Смешение нефтепродуктов
1. Увеличение глубины риформинга, позволяющее производить риформат с ок­
тановым числом 98,8—100. (Этот способ не представляется целесообразным, так как
в данном случае увеличится содержание ароматических углеводородов в бензине ри­
форминга и уменьшится его выход.)
2. Использование для повышения октанового числа таких оксигенатных добавок,
как МТБЭ, ЭТБЭ или этанол.
Пересчет средневзвешенных значений КУР и PONпосле включения в состав бен­
зина МТБЭ, повышающего средневзвешенное дорожное октановое число до 89,0,
дает следующее.
Компонент
Объем
RVP
VPB1
Объем х VPBI
Нормальный бутан
W
51,6
138,0
138 W
Бензин изомеризации
5735
13,5
25,9
148 395
Бензин риформинга
14 749
2,2
2,7
39 517
Бензин каталитического крекинга С5
20 117
4,4
6,4
128 119
Легкий бензин гидрокрекинга
814
12,9
24,4
19 895
Алкилат
4117
4,6
6,7
27 732
Полимербензин
2071
8,7
14,9
30 950
МТБЭ
1593
9,0
15,6
24 832
Смесь
49195+ W
419520+138W
419 520 + 138
18,2(49 195 + W);
119,8Ж= 895 349 -419 520 = 475 829;
W= 3984 барреля.
Общий объем бензина высшего качества с RVP = 10,2 psi и дорожным октановым
числом 89,0 — 53 179 баррелей за сутки.
12.5. ПРАКТИЧЕСКИЙ ПРИМЕР: ПРИГОТОВЛЕНИЕ
ДИЗЕЛЬНОГО И РЕАКТИВНОГО ТОПЛИВ
Чтобы дизельное топливо отвечало спецификациям на содержание серы, его
базовые компоненты — атмосферный газойль и легкий газойль коксования
—
ги-
дроочищают для удаления серы и повышения цетанового числа, что достигается
насыщением олефиновых соединений в составе легкого газойля коксования. В ре­
зультате работы установки гидроочистки содержание серы в дизельном топливе сни­
жается до величин менее 0,0015 %масс. (15 мг/кг). Дизельное топливо получают
смешением этого гидроочищенного продукта и небольшого количества остатка ал­
килирования. Полученную смесь можно использовать и для приготовления бытового

12.5. Практический пример: приготовление дизельного и реактивного топлив
305
печного топлива No 2, добавляя в нее присадки для печного топлива вместо присадок
для дизельного топлива.
Для определения содержания ароматических соединений в дизельном топливе не­
обходимы лабораторные испытания, которые студентам обычно недоступны. Поэто­
му применяется вариант со спецификацией цетанового индекса > 45,0.
12.5.1. Приготовление дизельного
и бытового печного топлив
Компонент
Бар­
релей
за сут­
ки
Удельный вес,
°АР1 (в скобках
показана отн.
плотность)
Цетано­
вый
индекс
(Фунт/ч)/
барр./суг
Фунтов
за час
Сера,
%масс.
Сера,
фунтов
за час
Гидроочищенный ди­
зельный компонент
19 686 31,0 (0,8708) 47,6
12,70 250 096 0,0015 4
Остаток алкилирования 310
5,3 (1,0344)
5,9
15,02 4683 0,00
0
Всего
19 996 30,5 (0,8735) 46,9
254 780 0,0015 4
Если требуется производить дополнительное количество дизельного топлива или
бытового печного топлива No 2, можно отбирать из сырья для гидрокрекинга часть
легкого газойля каталитического крекинга или эксплуатировать установку гидрокре­
кинга в режиме максимального выхода не реактивного, адизельного топлива.
Реактивное топливо получают смешением гидроочищенного керосина и тяже­
лой бензиновой фракции (350-400 °F (177—204 °C)) установки атмосферной пе­
регонки и фракции реактивного топлива (400-525 °F (204-274 °C)) установки
гидрокрекинга.
Спецификации на содержание серы в реактивном топливе принимаются такими
же, как и для дизельного топлива для магистрального транспорта.
12.5.2. Приготовление реактивного топлива
Компонент
Бар­
релей
за сутки
Удельный
вес, "API
(Фунг/ч)/
барр./суг
Фунтов
за час
Сера,
%масс.
Сера,
фунтов
за час
Тяжелая фракция реактивного
топлива гидрокрекинга
8441 32,2(0,8649) 12,61 106439 0,00
0
Керосин атмосферной перегонки 11956 38,5 (0,8324) 12,14 145 194 0,0015
2
Тяжелая прямогонная бензино­
вая фракция
4332 42,5(0,8132) 11,85 51354 0,0030
2
Всего
24729
302 987
4
Соотношение количеств дизельного и реактивного топлива можно изменять
в приемлемом интервале, изменяя границы отделения и относительные количества
боковых погонов и нижнего продукта установки гидроочистки средних дистиллятов.

306
Глава 12. Смешение нефтепродуктов
ЗАДАЧИ
1. Используя значения из табл . 12.1, рассчитать в баррелях объем нормального
бутана, который необходимо добавить в смесь, состоящую из 1250 баррелей тяже­
лого прямогонного бензина, 750 баррелей легкого прямогонного бензина и 620 бар­
релей бензина С3+ каталитического крекинга, чтобы довести давление паров смеси
по Рейду до 9,0 psi. Найти октановые числа полученной смеси по исследовательско­
му и моторному методам.
2. Для бензина с давлением паров по Рейду RVP = 9,0psi, полученного смешени­
ем компонентов из задачи 1, определить дорожное октановое число после добавле­
ния в него 10 %об. этанола .
3. Рассчитать количество бутана, необходимое для получения смеси 2730 барре­
лей легкого прямогонного бензина, 2490 баррелей бензина риформинга с RON= 94,
6100 баррелей тяжелого бензина гидрокрекинга и 3600 баррелей бензина каталитиче­
ского крекинга С5+, которая имела бы давление паров по Рейду 12,5 psi. Какое коли­
чество ЭТБЭ необходимо добавить в продукт, чтобы он имел RON= 90?
4. Какова температура вспышки смеси, состоящей из 2500 баррелей нефтепро­
дукта с температурой вспышки 120 °F (49 °C), 3750 баррелей нефтепродукта с тем­
пературой вспышки 35 “С и 5000 баррелей нефтепродукта с температурой вспышки
150 °F (65,6 °C)?
5. Рассчитать температуру потери текучести следующей смеси.
Компонент
Баррелей
за сутки
Температура отгонки
50%, °F
Температура потери
текучести, °F (°C)
А
5200
575
10 (-12)
В
3000
425
50 (10)
С
6500
500
65 (18)
D
3250
550
45 (7,2)
6. Какова вязкость смеси 2000 баррелеймасла с вязкостью 75,5 сСт, 3000 баррелей
масла с вязкостью 225 сСт и 5000 баррелей масла с вязкостью 6500 сСт? Температура
везде одна и та же: 130 °F (54,4 °C).
7. Вычислить октановые числа конечной смеси и количество бутана, необходи­
мое для получения бензина с RVP = 9,5 psi из 5100 баррелей легкого прямогонно­
го бензина, 3000 баррелей легкого бензина гидрокрекинга, 4250 баррелей алкилата,
10 280 баррелей тяжелого бензина гидрокрекинга, 14 500 баррелей бензина каталити­
ческого крекинга С5+, 14 200 баррелей бензина риформинга с RON= 96 и 2500 барре­
лей полимерного бензина.
8. Рекомендовать наилучший способ повышения на три единицы дорожного ок­
танового числа бензиновой смеси из задачи 7. Оценить связанные с этим затраты.
Принять, что имеются все необходимые технологические установки, обладающие
необходимой производительностью.
9. Вычислить в баррелях объем нормального бутана, который необходимо доба­
вить в смесь из 1000 баррелей легкого бензина термического крекинга, 1000 баррелей

Задачи
307
полимербензина и 1000 баррелей алкилата С4= для получения бензинового продукта,
имеющего давление паров по Рейду 10,0 psi.
10. Каковы дорожное октановое число и давление паров по Рейду бензинового
продукта из задачи 3?
11. Вычислить количество бутана, необходимое для получения бензина с давле­
нием паров по Рейду 12,0 psi из следующих компонентов, а также октановые числа
(RONи M0N) полученного бензина.
Компонент
Баррелей за сутки
Легкая прямогонная бензиновая фракция
4200
Легкий бензин гидрокрекинга
1800
Алкилат С5+
4500
Тяжелый бензин гидрокрекинга
9150
Бензин риформинга (RON= 94)
11500
Бензин каталитического крекинга С5+
15 600
12. Рекомендовать наилучший (с наименьшими капитальными затратами) способ
повышения на 5,5 единиц дорожного октанового числа бензина из задачи 11. Оце­
нить производительность установки и затраты на ее сооружение в ценах прошлого
года.

Глава 13.
Вспомогательные
процессы
Некоторые технологические установки напрямую не участвуют в производстве
углеводородных топлив, а играют вспомогательную роль. Это, прежде всего, установ­
ка, производящая водород для гидрокрекинга и гидроочистки; установка переработ­
ки газа, разделяющая низкокипящие углеводороды; установка очистки кислых газов,
удаляющая сероводород и другие кислые газы из углеводородных газов; установка
производства серы и системы очистки сточных вод.
13.1. ПРОИЗВОДСТВО И ОЧИСТКА ВОДОРОДА
На многих НПЗ получение водорода в количествах, достаточных для гидро­
очистки, обеспечивают процессы риформинга бензиновых фракций на платиновых
катализаторах. Однако на более современных заводах с интенсивными операция­
ми гидроочистки и гидрокрекинга потребность в водороде превышает возможно­
сти установок каталитического риформинга. Дополнительный водород могут дать
два процесса: частичное окисление нефтяных топлив и паровой риформинг лег­
ких фракций — метана (природного газа), этана или пропана [1, 2]. Паровой рифор­
минг — тоже каталитический процесс, но его следует отличать от каталитического
риформинга бензиновых фракций, проводимого в целях повышения октанового
числа. Себестоимость производства водорода в этихдвух процессах зависит главным
образом от стоимости сырья. Себестоимость производства водорода паровым ри­
формингом метана обычно ниже, чем при частичном окислении нефтяного топлива.
По этой причине в Северной Америке для получения водорода паровой риформинг
применяют шире, чем частичное окисление.
Паровой риформинг для получения водорода осуществляется в чеыре этапа.
1. Риформинг . Заключается в каталитической реакции метана с водяным паром
при температурах от 1400 до 1500 °F (от 760 до 816 °C) согласно уравнению
СН4+Н.0 —СО+ЗЕГ,
(13.1)

13.1 . Производство и очистка водорода
309
Это эндотермическая реакция, осуществляемая пропусканием газа через запол­
ненные катализатором трубы в печи. Частицы катализатора обычно имеют форму
цилиндрических колец диаметром до 3/4 дюйма (1,9 см). Катализатор состоит
из 25—40 %-ного оксида никеля на огнеупорной керамической подложке .
2. Конверсия окиси углерода . В этой реакции участвуют дополнительное количе­
ство пара и углекислый газ, получаемый на первом этапе. Водород образуется соглас­
но уравнению
(13.2)
Это экзотермическая реакция, проводимая в реакторе с неподвижным слоем ка­
тализатора при температуре около 650 *F (343 °C). В реакторе обычно предусма­
тривается несколько слоев катализатора с внешним охлаждением потока между
слоями, чтобы исключить перегрев, неблагоприятно влияющий на равновесное
превращение. Катализатор представляет собой смесь оксидов хрома и железа .
3. Очистка газа. Третий этап заключается в удалении двуокиси углерода абсорбци­
ей циркулирующим аминовым раствором или горячим раствором карбоната калия.
Для очистки применяют также растворы других типов. Очищающий раствор контак­
тирует с водородом и двуокисью углерода в абсорбере, содержащем около 24 тарелок
или эквивалентное количество насадки. Раствор, обогащенный двуокисью углерода,
направляют в регенерационную колонну.
4. Метанизация. На этом этапе оставшиеся небольшие количества окиси и двуо­
киси углерода^ ходе следующих реакций превращаются в метан:
СО + ЗН2^СН,+Н2О
СО2 + 4Н2СН4 + 2Н2О
(13.3)
Метанизация проводится в реакторе с неподвижным слоем катализатора при тем­
пературах от 700 до 800 °F (от 370 до 427 °C). Обе реакции идут с выделением тепла;
если концентрация СО и СО2 в сырье превышает 3 %, часть охлажденного выходяще­
го газа используют для отвода теплоты реакций. Катализатор содержит 10-20 % ни­
келя на огнеупорном носителе.
Приведенное описание несколько схематично: в действительности происходят
более сложные реакции. Фактические условия процесса: температуру, давление и со­
отношение количеств пара и углерода — выбирают с учетом их взаимного влияния.
На рис. 13.1 представлена упрощенная схема производства водорода паровым ри­
формингом. Капитальные и эксплуатационные затраты можно оценить по данным
рис. 13.2итабл. 13.1 .
Частичное окисление нефтяного топлива осуществляют его сжиганием при вы­
соких давлениях (800—1300 psig, или 5515-8962 кПа) и наличии ровно такого коли­
чества кислорода, которое необходимо для превращения топлива в окись углерода
и водород. На этапе конверсии окиси углерода в водород подводится достаточное ко­
личество водяного пара. Образующуюся двуокись углерода удаляют абсорбцией го­
рячим раствором карбоната калия или другими растворами.

3
1
0
Г
л
а
в
а
1
3
.
В
с
п
о
м
о
г
а
т
е
л
ь
н
ы
е
п
р
о
ц
е
с
с
ы
Рис. 13.1 . Схема производства водорода паровым риформингом
[
I
[
1
J
|
!
1
]
1
1
j

13.1. Производство и очистка водорода
311
Рис. 13.2. Капитальные затраты на производство водорода паровым риформингом для условий
североамериканского побережья Мексиканского залива по состоянию на 2005 год (см. табл . 13.1)
Затраты на установку производства водорода
Таблица 13.1
Затраты
Сумма
Учтенные затраты:
1) обессеривание сырьевого газа;
2) затраты на реакторы риформинга, конверсии, метанизации, на котел-ути­
лизатор и на моноэтиламиновый абсорбер;
3) доставка водорода с чистотой 90-95 % под давлением 250psig (1725 кПа)
и при температуре 100 ’F (38 ’С) к границам установки;
4) начальные загрузки катализатора

312
Глава 13. Вспомогательные процессы
Окончание табл. 13.1
Затраты
Сумма
Неучтенные затраты:
1) обработка воды для котла;
2) охлаждающая вода;
3) обезвоживание товарного водорода;
4) энергоснабжение
Расход энергоносителей:
электроэнергия:
кВтч на 1 фунт Hj
кВтчна1кгН,
охлаждающая вода1, циркулирующая:
галлонов на 1 фунт Н2
м3на1кгН}
топливо6:
тыс. БТЕ на 1 фунт Н,
МДжна1кгН2
обработанная вода для котла1:
галлонов на 1 фунт Н2
м3на 1 кгН2
катализаторы и химреагенты:
центов на 1 фунт Н2
центов на 1 кг Н,
сырьевой газг, молей на 1 моль Hj
0,15
0,33
65,0
0,54
45,0
105,0
1,0
0,01
0,80
1,75
0,26
1Дг=30 "F(17°C).
6 По низшей теплотворной способности с учетом КПД печи.
1 Для котла-утилизатора.
г Без учета топлива.
Примечание. См. рис . 13.2.
В идеале реакции частичного окисления выглядят следующим образом:
2СН +иО,—*■2пСО+mH,
2пСО + 2пН/)-^2пСОг + 2пНг
Опубликован достаточно полный обзор процессов частичного окисления (3]. От­
ходящие газы установок гидрокрекинга и гидроочистки некоторых НПЗ содержат
значительные количества водорода. В случаях, когда нужен дополнительный ис­
точник поддержания водородного баланса НПЗ, следует рассмотреть возможность

13.2. Установка переработки газа
313
извлечения водорода из этих отходящих газов. Для получения концентрированного
водорода из газов, в которых он разбавлен в основном метаном и парами других угле­
водородов, применяют следующие процессы разделения:
1) криогенное;
2) адсорбционное;
3) диффузионное.
При разделении криогенным методом газ при давлении 200-500 psig (1380—
3450 кПа) охлаждают до температур от —200 до —250 °F (от —129 до —157 °C). Оста­
ющаяся газовая фаза обычно на 90 % состоит из водорода; большая часть метана
и других углеводородов переходит в жидкую фазу, которую после снижения давления
до 50 psig (345 кПа) используют для охлаждения сырьевого газа. Это сопровождает­
ся ее повторным испарением. Холодный пар также используется для охлаждения сы­
рьевого газа. Из сырья перед охлаждением необходимо удалить двуокись углерода,
сероводород и водяной пар. В литературе описаны условия, необходимые для полу­
чения водорода различной чистоты [4].
В адсорбционном процессе углеводороды извлекают из газа твердым адсорбентом
(который обычно представляет собой молекулярное сито); из адсорбера выходит во­
дород целевой чистоты. Установка включает в себя несколько адсорбционных камер .
Подачу сырья периодически переключают с одной камеры на другую, чтобы регене­
рировать адсорбент. Десорбцию метана и других примесей осуществляют простым
снижением давления и продувкой [5]. Такой процесс называют адсорбцией при ко­
роткоцикловом переменном давлении.
При диффузионном процессе водород отделяют от метана и других газов мето­
дом диффузии.через полупроницаемую мембрану, состоящую из мелких синтетиче­
ских пустотелых волокон [6]. Движущей силой процесса является разность между
парциальными давлениями водорода по обе стороны мембраны, поэтому для до­
стижения высокой степени извлечения водорода необходим значительный пере­
пад давлений.
Выбор наиболее экономичного способа извлечения водорода из нефтезаводских
газов зависит от объемов газа, подлежащего переработке, требуемой глубины извле­
чения и чистоты водорода и типа отделяемых компонентов. При сравнительно не­
больших объемах (менее 2—3 млн н. куб . футов (57—85 тыс. н . м3) за сутки) следует
прежде всего рассмотреть возможность применения диффузионного метода. Если
требуется перерабатывать сравнительно большие объемы газа (более 20 млн н. куб .
футов (570 тыс. н . м3) за сутки), может оказаться целесообразным криогенный про­
цесс. Преимущества адсорбционного процесса проявляются в тех случаях, когда
нужен водород с чистотой выше 95 %мол.
13.2. УСТАНОВКА ПЕРЕРАБОТКИ ГАЗА
Основными функциями установок переработки газа являются [6]:
1) извлечение ценных углеводородных компонентов С3, С4, С5 и С6 из различных
газов, производимых технологическими процессами перегонки нефти, коксования,
каталитического крекинга, риформинга и гидрокрекинга;

314
Глава 13. Вспомогательные процессы
2) получение обессеренного сухого газа, состоящего большей частью из мета­
на и этана и пригодного для применения в качестве газового топлива или сырья для
производства водорода.
В типичной установке переработки газа (рис. 13.3) собранные газы низкого давления
(от 0 до 20psig, или от 0 до 138 кПа) компримируются примерно до 200 psig (1380 кПа)
и подаются в абсорбер-деэтанизатор . Эта колонна обычно содержит 20—24 тарелки
в секции абсорбции (верхняя секция) и 16—20 тарелок в секции десорбции (нижняя
секция). На верхнюю тарелку подается ненасыщенный абсорбент в количестве, до­
статочном для поглощения из сырьевого газа и паров, поднимающихся из секции де­
сорбции, 85—90 % углеводородов С3 и практически всех углеводородов С4 и тяжелее.
Ненасыщенный абсорбент обычно представляет собой бензиновую фракцию с конеч­
ной температурой кипения 350—380 °F (177—193 ’С), из которой отогнан гексан.
Благодаря условиям равновесия между паровой и жидкой фазами на верхней та­
релке из ненасыщенного абсорбента испаряется значительное количество легких
углеводородов (до С7), которые покидают колонну вместе с остаточным газом. Эти
углеводороды извлекает губчатый абсорбер, который содержит от 8 до 12 тарелок.
В качестве абсорбента в нем применяется высокомолекулярный сравнительно неле­
тучий материал, такой как керосин или нефтяное топливо No 2. Его отбирают в виде
бокового погона колонны фракционирования установки коксования или каталити­
ческого крекинга. Для отгонки уловленных легких фракций насыщенный абсорбент
возвращают на тарелку питания той же колонны, из которой он был отобран.
В секцию десорбции колонны абсорбции-деэтанизации подводится теплота в ко­
личестве, достаточном для удаления из жидкого нижнего продукта всего этана и мета­
на. Деэтанизированная насыщенная жидкость поступает в колоннудебутанизации, где
от нее практически полностью отделяются и отбираются в виде верхнего продукта про­
пан, пропилен, бутаны и бутилены. Колонна дебутанизации содержит от 26 до 30 таре­
лок и работает при давлениях 125—150 psig (862—1035 кПа). Нижний продукт колонны
дебутанизации, содержащий пентаны и более тяжелые углеводороды, извлеченные
из газового сырья колонны абсорбции-деэтанизации, а также обедненный абсорбент
поступают в колонну разделения бензиновой фракции. Иногда в эту же колонну по­
дают газовый бензин или прямогонную бензиновую фракцию. С верха колонны от­
бирается легкая бензиновая фракция С5-С6, а с низа — обедненный абсорбент. Если
количество отбираемого абсорбента превышает потребности колонны абсорбции-де­
этанизации, излишек можно направлять на гидроочистку и риформинг Легкий пря­
могонный продукт, отбираемый с верха колонны разделения бензиновой фракции,
обессеривают и сразу или после изомеризации используют как компонент бензина.
Верхний продукт С3—С4 колонны дебутанизации конденсируют, обессеривают
и для разделения на пропан и бутан подают в колонну депропанизации. Удаление
серы (десульфуризацию) обычно осуществляют на молекулярном сите, которое од­
новременно обезвоживает продукт.
Газ, отбираемый с верха губчатого абсорбера, очищают от двуокиси углерода и се­
роводорода промыванием водным раствором диэтаноламина (ДЭА) или другими
растворителями. Извлеченный сероводород преобразуют в элементарную серу на от­
дельной установке.
Данные о затратах на установку переработки газа приведены в табл. 13.2 и на рис. 13.4.

1
3
.
2
.
У
с
т
а
н
о
в
к
а
п
е
р
е
р
а
б
о
т
к
и
г
а
з
а
3
1
5
Рис. 13.3 . Схема типичной установки переработки газа

316
Глава 13. Вспомогательные процессы
Затраты на установку переработки нефтезаводских газов
Таблица 13.2
Затраты
Сумма
Учтенные затраты:
1) компрессоры для повышения давления газа с 5 psig (35 кПа) примерно
до 200psig (1380 кПа);
2) колонна абсорбции-деэтанизации, использующая в качестве абсорбента
бензиновую фракцию;
3) губчатый абсорбер;
4) колонна дебутанизации;
5) колонна разделения бензиновой фракции1;
6) секция десульфуризации С,-С4 на молекулярных ситах;
7) колонна депропанизации;
8) все необходимые теплообменники, насосы, скрубберы, аккумуляторы и т. д .;
9) начальная загрузка молекулярного сита для десульфуризации
Неучтенные затраты:
1) очистка газа губчатого абсорбера6;
2) колонна разделения бутанов;
3) горячий теплоноситель или пар для ребойлеров;
4) хранение жидких продуктов;
5) снабжение водой для охлаждения;
6) оборудование для перегонки абсорбента губчатого абсорбера .(обычно
осуществляется на установке перегонки нефти или в колоннах фракциони­
рования установок каталитического крекинга или коксования);
7) обессеривание легкой прямогонной бензиновой фракции’
Расход энергоносителей:
технологическое топливо1-:
тыс. БТЕ на галлон суммарных жидких продуктов
МДж/м’
мощность компрессора4:
котловых л. с . на 1 млн н. куб. футов газа за сутки
кВтна1тыс.н.м3газазасутки
другие энергозатраты':
кВтч на галлон суммарныхжидких продуктов
кВтч на 1 м3 суммарных жидких продуктов
охлаждающая вода
*,
галлонов на 1 галлон (м3 на 1 м3) суммарных жидких
продуктов
14,0
3900,0
150,0
0,1
0,06
16,0
100,0
* Если в колонну разделения бензиновой фракции подаются газовый бензин или прямо­
гонная бензиновая фракция из внешних источников, капитальные затраты, определенные
по рис. 13.4, необходимо увеличить на 100 долл, на каждый баррель за сутки их подачи. При

13.2. Установка переработки газа
317
определении параметра «галлон на 1 тыс. н . куб . футов» для рис. 13.4 эти материалы не сле­
дует учитывать.
6См.рис. 13.6итабл. 13.3.
8 На каждый баррель за сутки бензиновой фракции, подлежащей очистке от серы, добавля­
ется 40 долл, затрат.
г Нередко имеется возможность подведения технологической теплоты с других установок
посредством теплообмена с теплоносителями. Если данных о возможности обеспечения тех­
нологической теплотой таким способом недостаточно, следует принять, что необходимы по­
догреватели прямого нагрева.
д При объемах перерабатываемого газа менее 5 млн н. куб. фут/сут (142 тыс. н. м3/сут) газо­
вый компрессор обычно имеет привод от двигателя внутреннего сгорания. В этом случае мощ­
ность компрессора прибавляется к затратам электроэнергии. Если объемы перерабатываемо­
го газа превышают 5 млн н. куб. фут/сут (142 тыс. н. м3/сут), компрессор может иметь при­
вод от электродвигателя, поршневого газового двигателя или паровой турбины. В этом случае
энергозатраты на привод газового компрессора вносятся в виде поправок на расход соответ­
ствующих энергоносителей.
в Показано лишь энергопотребление технологических насосов. Охлаждение полностью
осуществляется водой. Энергопотребление воздушных теплообменников не учтено.
ХДГ=ЗО °F (17 ’С).
Пропускная способность по газу, млн Н. куб. футов за сутки
Рис. 13.4. Капитальные затраты на установку переработки газа для условий североамериканского
побережья Мексиканского залива по состоянию на 2005 год (см. табл . 13.2).

318
Глава 13. Вспомогательные процессы
13.3. УДАЛЕНИЕ КИСЛЫХ ГАЗОВ
Газы различных нефтезаводских процессов, перерабатывающих сернистое сырье,
содержат сероводород и иногда карбонилсульфид (сероксид углерода). Часть серово­
дорода в нефтезаводских газах образуется в результате превращений соединений серы
в таких процессах, как гидроочистка, крекинг и коксование. До 1965—1970 годов се­
роводород было принято использовать вместе с другими легкими газами как нефте­
заводское топливо, так как его извлечение из газов и превращение в элементарную
серу было экономически нецелесообразно. Сегодня это необходимо из -за ужесточе­
ния норм загрязнения воздуха.
Многие сорта нефти содержат, кроме сероводорода, растворенную двуокись угле­
рода, которая при перегонке переходит в нефтезаводской топливный газ. Эти компо­
ненты (сероводород и двуокись углерода) в совокупности называют кислыми газами.
Из топливного газа их удаляют с помощью различных процессов [7].
13.3.1. Процессы с химическими растворителями
В этих процессах используются следующие растворители:
1) моноэтаноламин (МЭА);
2) диэтаноламин (ДЭА);
3) метилдиэтаноламин (МДЭА);
4) дигликольамин(ДГА);
5) горячий карбонат калия.
13.3.2. Процессы с физическими растворителями
В данных процессах используются:
1) селексол;
2) пропиленкарбонат;
3) сульфинол;
4) рекгизол.
13.3.3. Процессы с твердыми адсорбентами
1. Молекулярные сита.
2. Активированный уголь .
3. Губчатое железо.
4. Оксид цинка.
Исчерпывающая подборка литературы по этой теме приводится в справочнике
Ассоциации поставщиков газоперерабатывающего оборудования (GBS4) [8]. При вы­
боре процесса в каждом случае учитывают множество факторов. Для очистки нефте­
заводских газов чаще всего применяют процесс с водным раствором диэтаноламина
в концентрациях 15—30 %масс. Вместо диэтаноламина можно использовать метилди­
этаноламин; в этом случае уменьшается поглощение двуокиси углерода и выходящий
с установки кислый газ содержит больше сероводорода. В результате увеличиваются

13.3. Удаление кислых газов
319
производительность или глубина извлечения серы на установке Клауса. Раствор по­
дают на верх абсорбера, содержащего 20—24 тарелки или эквивалентное количество
насадки из колец Полла. Раствор поглощает из газа сероводород и двуокись углерода.
Насыщенный раствор из абсорбера поступает в испарительный резервуар. Давление
в нем ниже, чем в абсорбере, вследствие чего из раствора выделяются метан и этан,
которые удаляют из системы.
Далее насыщенный раствор подогревают и подают в регенератор или отпарную
колонну, где из него паром, который вырабатывает ребойлер, отгоняют кислые газы.
Колонна содержит 20-24 тарелки или эквивалентное количество насадки. Газы отби­
рают с верха колонны через конденсатор, в котором конденсируется большая часть
пара. Конденсат отделяют от кислых газов и возвращают на верх колонны для оро­
шения. Затем кислые газы поступают на установку извлечения серы, где сероводород
преобразуется в элементарную серу. Обедненный раствор охлаждают и возвращают
на верх абсорбера (рис. 13.5).
Рабочиеусловия таковы, что очищенный газ содержит менее 0,25 г серы на 100 н. куб.
футов (4 мг/кг H,S) и менее 1,5 %об. двуокиси углерода . Их контролируют скоростью
пиркуляциираствораиколичествомпара, вырабатываемого в ребойлере. Скоростьпода­
чи раствора выбирают в интервале 0,15—0,40 галлонов на 1 н. куб . фут (20-53 л на 1 н. м3)
кислых газов. Количество теплоты, подводимой к ребойлеру, составляет 600—1200 БТЕ
на 1 галлон (167—335 кДж на 1 л) циркулирующего раствора. Обычно рекомендуется вы­
бирать высокие скорости подачи раствора, чтобы уменьшить коррозию, однако это тре­
бует больших капитальных и эксплуатационных затрат, поэтому решение определяет
компромисс между конструктивными параметрами и рабочими условиями. Сведения
о капитальный! эксплуатационных затратах приведены на рис. 13.6ивтабл. 13.3 .
Затраты на установку очистки газов аминовым раствором
Таблица 13.3
Затраты
Сумма
Учтенные затраты:
1) обычная однопоточная система очистки раствором МЭА или ДЭА;
2) насосы с электроприводом;
3) ребойлер с паровым подогревом;
4) водоохлаждаемый конденсатор флегмы и охладитель раствора
Неучтенные затраты:
1) отвод кислых газов;
2) снабжение водой для охлаждения;
3) пар или горячий теплоноситель для ребойлера отпарной колонны
Расход энергоносителей:
электроэнергия
*:
кВтч на 1 галлон циркулирующего раствора
кВтчна1м3
0,01
2,64

320
Глава 13. Вспомогательные процессы
Окончание табл. 13 .3
Затраты
Сумма
топливо6:
БТЕ на 1 галлон циркулирующего раствора
1000,00
МДжна1м3
280,00
охлаждающая вода8, галлонов на 1 галлон (м3 на 1 м3) циркулирующего раствора 4,40
добавочный аминовый раствор8:
фунтов на 1 млн н. куб . футов входящего газа
2,50
кгна1тыс.н.м3
0,04
’ Предполагается, что аминовые насосы приводятся в действие электродвигателями, а ох­
лаждение осуществляется водой.
6 В пересчете на теплоту, подводимую к ребойлеру в виде пара под давлением 60 psig.
•Д/=30 °F (17 °C).
г На практике скорость подачи аминового раствора изменяется в пределах от 0,15 до 0,40 гал­
лонов на 1 н. куб . футудаляемых кислых газов (HjS + СО2). В предварительных расчетах скорость
циркуляции аминового раствора можно принять 0,30 галлонов на 1 н. куб . футов кислых газов.
Примечание: см. рис. 13.5.
13.4. ПРОЦЕССЫ ИЗВЛЕЧЕНИЯ СЕРЫ
До 1970-х годов серу из нефтезаводских газов извлекали главным образом по эко­
номическим причинам. Сероводород обычно использовали вместе с другими газами
как нефтезаводское топливо, и концентрации двуокиси серы в дымовых газах на­
ходились в приемлемых пределах. На НПЗ, располагавших установками производ­
ства серы, глубина ее извлечения из сероводорода составляла 90—93 % . Современные
же нормы требуют удаления из нефтезаводских газов 99 % или более всей серы, что
обеспечивает двухступенчатый процесс с модифицированной установкой Клауса
на первой ступени и установкой очистки ее хвостовых газов на второй; обычно это
установка SCOT (Shell Claus Off-gas Treatment) [9,10].
13.4.1. Модифицированный процесс Клауса
Наиболее практичный способ превращения сероводорода в серу — модифици­
рованный процесс Клауса. Впервые о переработке сероводорода в серу сообщили
Чанс и Клаус в 1885 году [11, 12]. Сегодня в зависимости от концентрации серо­
водорода в газе применяют различные модификации этого процесса. Для кислых
газов, содержащих 50 % или более сероводорода, наиболее подходит прямоточный
процесс частичного сжигания. На рис. 13.7 показана упрощенная технологическая
схема процесса; на рис. 13.8 ивтабл. 13.4 приведены данные по капитальным и экс­
плуатационным затратам.

13.3. Удаление кислых газов
321
s
оо.
5
гао.
§
со
осо
е
СЛ
И
о
Sа.

322
Глава 13. Вспомогательные процессы
Скорость циркуляции аминового раствора, галлонов за минуту
Рис. 13.6. Капитальные затраты на установку очистки газов аминовым раствором для условий
североамериканского побережья Мексиканского залива по состоянию на 2005 год (см. рис. 13.5)
Затраты на установку Клауса
Таблица 13.4
Затраты
Сумма
Учтенные затраты:
1) прямоточный модифицированный процесс Клауса, рассчитанный на глу­
бину извлечения серы от 94 до 96 %;
2) три конвертера с начальной затрузкой катализатора;
3) печь для дожита с дымовой трубой высотой 150 футов (46 м);
4) приемник серы и загрузочный насос;
5) котел-угилизатор
Неучтенные затраты:
1) обработка воды для котла;
2) удаление продуктов продувки котла;

1
3
.
4
.
П
р
о
ц
е
с
с
ы
и
з
в
л
е
ч
е
н
и
я
с
е
р
ы
3
2
3
Л
т
ф
О
а
а
.
ф
с
Q
.
S
=
г
Рис. 13.7 . Прямоточный процесс Клауса

324
Глава 13. Вспомогательные процессы
Окончание табл. 13.4
Затраты
Сумма
3) хранение или использование серы;
4) оборудование для выгрузки серы (за исключением загрузочного насоса);
5) обустройство энерго- и водоснабжения;
6) установка очистки хвостовых газов
Расход энергоносителей:
электроэнергия:
кВтч на 1 англ, тонну серы
кВтч на 1 метрическую тонну
вода для котла:
галлонов на 1 англ, тонну серы
м3 на 1 метрическую тонну
выработка пара под давлением 250 psia (1740 кПа) котлом-утилизатором:
фунтов на 1 англ, тонну серы
кг на 1 метрическую тонну
топливо
охлаждающая вода
100
98
820
3
6500
2900
Нет
Нет
Примечание: см. рис. 13.8 .
Как говорилось в предыдущем разделе, на современных НПЗ сероводород
из нефтезаводских газов удаляют абсорбцией растворителями. Удаляемый таким об­
разом кислый газ содержит немного двуокиси углерода и незначительные количества
углеводородов, но содержание сероводорода в большинстве случаев превышает 50 %.
В связи с этим на большинстве НПЗ сероводород перерабатывают в элементарную
серу прямоточным процессом Клауса.
В прямоточном процессе газ, обогащенный сероводородом, сжигают воздухом
в количестве одной трети от стехиометрического и пропускают образующиеся горя­
чие газы через алюмооксидный катализатор, где в реакции диоксида серы с несго­
ревшим сероводородом образуется элементарная сера. Реакции протекают согласно
следующим уравнениям.
Горелка:
2H2S + 3O2^2H2O + 2SO2
Реактор:
2H2S + SO2^2H2O + 3S
(13.4)
Горелка располагается в реакционной камере, которая представляет собой отдель­
ный сосуд или является частью котла-утилизатора. Назначение реакционной каме­
ры — обеспечить завершение реакции горения до того, как температура газа снизится
вследствие теплообмена в котле-утилизаторе .

13.4. Процессы извлечения серы
325
Рис. 13.8 . Капитальные затраты на установку Клауса для условий североамериканского
побережья Мексиканского залива по состоянию на 2005 год (см. табл. 13.4)
В сырье установки Клауса часто присутствует аммиак, которыйдолжен быть полно­
стью разложен в реакционной печи, чтобы исключить закупорку оборудования соля­
ми аммония. Для этого горелки и зоны горения имеют специальную конструкцию [131.
Большую часть теплоты экзотермической реакции отбирает котел-утилизатор,
вырабатывая пар. Существует множество типов котлов. Обычно они устроены так,
что поток газа по нескольким трубам проходит через ряд камер, из которых часть
газа с повышенной температурой можно отбирать для подогрева основного пото­
ка газа перед поступлением его в каталитические конвертеры. В котле-утилизаторе
часто конденсируется некоторое количество элементарной серы, которую удаляют.
На ряде установок после котла располагается отдельный конденсатор. Температура
газа, поступающего в первый каталитический конвертер, поддерживается в интер­
вале 425—475 °F (218—246 °C), что необходимо для обеспечения температуры слоя
выше точки росы серы. Это позволяет предотвратить насыщение катализатора серой
и тем самым исключить его деактивацию. Реакция между сероводородом и диокси­
дом серы в конвертере также является экзотермической. Газы, выходящие из конвер­
тера, охлаждаются в расположенном после него конденсаторе, из которого в жидком
виде отбирается большая часть серы.
Температура на выходе из конденсатора должна быть выше 275 °F (135 °C) во из­
бежание затвердевания серы. На рис. 13.7 показаны два последовательно соединен­
ных конвертера и конденсатора; большинство установок имеют по три конвертера.

326
Глава 13. Вспомогательные процессы
Модификации прямоточного процесса предусматривают различные способы подо­
грева сырья конвертера и контроля температуры: теплообмен с выходящими газами кон­
вертера, линейные горелки и подогревателипрямого нагрева. Общая глубина извлечения
серы обычно не превышает 96 % и ограничена термодинамическими факторами [11].
При переработке нефтей с содержанием серы выше проектной загрузка установки
Клауса повышается. Экономичный способ повышения ее пропускной способности
заключается в замене части воздуха в реакционной печи кислородом. Таким х:посо-
бом при сравнительно небольших капитальных затратах можно увеличить пропуск­
ную способность установки на 50 % и больше [14].
13.4.2. Соединения серы и углерода
Сероксид углерода (COS) и сероуглерод (CS2) представляют проблему для мно­
гих установок Клауса, так как их невозможно полностью превратить в серу и диоксид
серы. Эти соединения могут образовываться на этапе сжигания при реакции углево­
дородов и диоксида серы:
СН4+SO2^COS+Н2О+Н2
CO2 + H2->COS + H2O
СН4+2S2-> CS2+2H2S
(13.5)
Возможны и более сложные реакции. Если оставить данные соединения непре -
вращенными, это будет означать потерю серы и увеличение ее выбросов в атмосферу.
Специальные алюмооксидные катализаторы по сравнению с обычными бромидными
дают значительно большую глубину превращения COS и CS2 в элементарную серу [6].
В некоторых регионах глубина превращения COS и CS2 на установке Клауса может
оказаться недостаточнойдля того, чтобы выбросы соответствовали допустимым нор­
мам. Чтобы снизить содержание этих компонентов до величин менее 20 мл/м’, были
разработаны усовершенствования для установок, перерабатывающих хвостовые газы
установки Клауса. В таких установках применяется процесс SCOT на катализаторах,
содержащих вольфрам [15].
13.4.3. Процесс SCOT
Ранее уже упоминалось, что хвостовой газ установки Клауса, кроме сероводорода
и диоксида серы, содержит небольшие количества сероксида углерода и сероуглерода.
В процессе SCOT (рис. 13.9), разработанном компанией Shell, хвостовой газ установки
Клауса смешивают со сравнительно небольшим количеством водорода или смеси во­
дорода с окисью углерода и подогревают примерно до 480—570 °F (250—300 °C). Горя­
чий газ пропускаютчерез неподвижный слой катализатора, где различные соединения
серы реагируют с водородом и преобразуются в сероводород. Поток из реактора охлаж­
даютдо температуры окружающей среды. Далее в обычном аминовом абсорбере из по­
тока избирательно извлекают сероводород, который возвращают на установку Клауса.
Содержание сероводорода в газе, выходящем из аминового абсорбера, составляет, как

1
3
.
4
.
П
р
о
ц
е
с
с
ы
и
з
в
л
е
ч
е
н
и
я
с
е
р
ы
3
2
7
Рис. 13.9 . Схема процесса переработки хвостовых газов установки Клауса (SCOT)
На дожигание
И выброс

328
Глава 13. Вспомогательные процессы
правило, от 50 до 400 молей на миллион [16]. Прежде чем выбросить этот газ в атмо­
сферу, его дожигают для превращения сероводорода в диоксид серы.
Установка переработки хвостовых газов позволяет довести общую глубину из­
влечения серы до 99 % и выше. Установка SCOT увеличивает капитальные затраты
на оборудование для извлечения серы примерно в два раза.
13.5. ЭКОЛОГИЧЕСКИЕ АСПЕКТЫ
В НЕФТЕПЕРЕРАБОТКЕ
После окончания Второй мировой войны в фокус общественного внимания по­
пала проблема снижения выбросов отходов нефтепереработки в окружающую среду.
Чтобы решить ее, было приложено немало усилий. Инициаторы добровольного огра­
ничения выбросов исходили из принципов безопасности, экономии топлива и хо­
зяйственных выгод. Согласно современным государственным нормам все НПЗ
должны оснащаться средствами ограничения выбросов или потерь веществ, рассма­
триваемых как нежелательные или потенциально опасные. Связанные с этим допол­
нительные капитальные затраты изменяются в довольно широких пределах, но при
проектировании новых НПЗ их зачастую принимают равными 15—20 % от суммар­
ных капиталовложений. Суммарные дополнительные затраты на монтаж, эксплу­
атацию и обслуживание этих сооружений оцениваются в 0,15—0,30 долл, на галлон
производимого продукта (для условий США по состоянию на 2005 год).
Содержание потенциально опасных веществ в сточных водах и отходящих газах
строго контролируется. Сточные воды практически не должны содержать токсичных
или канцерогенных химреагентов. Содержание бензола в воде необходимо снижать
до уровня менее 10 мг/кг. Дымовые газы котлов, технологических печей, регенерато­
ров установок каталитического крекинга и двигателей внутреннего сгорания должны
отвечать строгим нормам на содержание сажи и потенциально опасных соединений.
Например, очень низкими значениями ограничено содержание в дымовых газах
углеводородов, оксидов серы (SO
*) и азота (NOx). Следует контролировать и уровень
шума. Далее рассматриваются некоторые широко распространенные методы контро­
ля загрязнений.
13.6. ПЕРЕРАБОТКА СТОЧНЫХ ВОД
К типичным можно отнести следующие источники сточных вод на НПЗ.
1. Поверхностные воды, образующиеся при утечках, и стоки систем ливневой ка­
нализации.
2. Сточные воды резервуаров для хранения нефти и нефтепродуктов .
3. Срочные воды установок обессоливания нефти.
4. Сточные воды приемников орошающей фракции колонн атмосферной
перегонки.
5. Воды из сточных резервуаров или аккумуляторов паровых эжекторов колонн
вакуумной перегонки.

13.7 . Ограничение загрязнения воздушной среды
329
6. Сточные воды, образующиеся при гидравлической выгрузке кокса из камер
коксования.
7. Конденсат, образующийся при продувке паром коксовых камер.
8. Приемники орошения колонн фракционирования установок каталитического
крекинга, гидроочистки, алкилирования, извлечения легких фракций и т. д.
9. Вода для охлаждения и продувочная вода паровых котлов.
Поверхностные воды собирают в открытые траншеи и канализационные системы,
а воду из технологических емкостей — в системы трубчатого дренажа . Практически все
технологические емкости, резервуары, насосы иточки сливатрубопроводных систем со­
единяют замкнутой дренажной системой. Вода, которая может быть загрязнена нефтью
или нефтепродуктами, направляется в большие бетонные отстойники, называемые не­
фтесборными сепараторамиAPI. Собранная нефть откачивается в отстойные резервуа­
ры и затем перерабатывается. Часть воды из сепараторов API используют на установках
обессоливания, а остальную часть очищают коагулированием примесей во флотацион­
ных резервуарах. На этой стадии обработкой воды гидроксидами железа и алюминия
из примесей создают пену или суспензию, которая всплывает на поверхность воды. Пену
отбирают из резервуара и загущают или осаждают. Образующийся ил сжигают.
Воду из флотационных резервуаров насыщают под давлением кислородом и на­
правляют в резервуары анаэробного брожения; туда же могут направляться и ком­
мунально-бытовые сточные воды НПЗ . В резервуарах анаэробного брожения
в контролируемых условиях содержатся колонии бактерий, которые питаются остат­
ками нефтепродуктов или фенольными соединениями. Для контроля роста часть
бактерий из анаэробных резервуаров периодически отбирают и сжигают. Воду из ре­
зервуаров анаэробного брожения можно для окончательной очистки пропустить
через песчаные фильтры и повторно использовать на НПЗ или обогатить кислоро­
дом для последующего естественного дренажа.
Воду из башенных охладителей и котлов, не содержащую нефть и нефтепродукты,
нейтрализуют и выпаривают в солнечных прудах, закачивают в отвалы или разбавля­
ют другими переработанными сточными водами для снижения содержания раство­
ренных твердых веществ, после чего аэрируют и сливают в естественные водостоки.
Кислые стоки из таких источников, как установки алкилирования, собирают от­
дельно, нейтрализуют и затем направляют в сепараторы API.
Из кислой воды приемников орошения колонн атмосферной перегонки раство­
ренные сероводород и другие органические соединения серы отгоняют газом или
паром, после чего направляют в сепараторы API. Отогнанные пары перерабатыва­
ют в целях извлечения серы, как описано в разделах 13.3 и 13.4. Для предотвращения
разливов все хранилища обычно окружают земляной обваловкой, достаточной для
удержания всего содержимого резервуара.
13.7. ОГРАНИЧЕНИЕ ЗАГРЯЗНЕНИЯ
ВОЗДУШНОЙ СРЕДЫ
Основные источники потенциального загрязнения атмосферы — газообраз­
ные продукты сгорания, выбрасываемые из котлов, технологических печей,

330
Глава 13. Вспомогательные процессы
регенераторов установок каталитического крекинга, и углеводородные пары, выде­
ляющиеся из технологического оборудования и хранилищ. Содержание диоксида
серы в продуктах сгорания регулируется местными нормами. Хвостовые газы устано­
вок Клауса перерабатывают на установках очистки, которые превращают сероводо­
род идиоксид серы низких концентраций в элементарную серу, обеспечивая глубину
извлечения серы свыше 99 %. Конечный хвостовой газ сжигают и выбрасывают в ат­
мосферу через высокие (часто 200 футов (60 м) и более) дымовые -грубы с достаточно
большой скоростью, чтобы концентрация диоксида серы на уровне земли на приле­
гающей территории находилась в безопасных пределах.
Углеводородные пары из технологического оборудования и резервуаров собирают
в замкнутыетрубопроводные системы и используют как нефтезаводское топливо или
(в случае образования чрезмерных объемов этих паров при технологических сбоях
или авариях) сжигают в факелах или колодцах, предпринимая специальные меры для
предотвращения образования видимого дыма и обеспечения полного сгорания.
Установки каталитического крекинга оборудуют двух- или трехступенчатыми ци­
клонами, минимизирующими унос катализаторной пыли в атмосферу. В некоторых
случаях наряду с котлами-утилизаторами применяют электростатические фильтры,
улавливающие практически всю видимую пыль из дымовых газов регенератора ката­
литического крекинга.
Чтобы предотвратить рассеивание пыли в воздухе, размалывание и просеивание
кокса установок замедленного коксования обычно осуществляют во влажных усло­
виях. Во избежание уноса ветром мелких частиц готового товарного кокса в атмосфе­
ру последний, как правило, хранят в закрытых помещениях.
13.8. КОНТРОЛЬ УРОВНЯ ШУМА
Основной источник шума на НПЗ — механизмы с вращающимися узлами. Это ох­
лаждающие вентиляторы, турбины, компрессоры, двигатели внутреннего сгорания
и электродвигатели. Кроме того, шум создают различные технологические жидкости
и газы, с высокой скоростью движущиеся через трубы, клапаны, задвижки и форсун­
ки. Для ограничения уровня шумов издающее их оборудование заключают в шу­
мозащитные кожухи (т. е. шумоизолируют). Воздуходувки, двигатели внутреннего
сгорания и турбины оборудуют глушителями шумов всасывания и выхлопа. Террито­
рия многих современных НПЗ достаточно велика для того, чтобы исключить появле­
ние сильного шума за ее пределами.
13.9. ПРАКТИЧЕСКИЙ ПРИМЕР:
УСТАНОВКИ ПЕРЕРАБОТКИ ГАЗА,
АМИНОВОЙ ОЧИСТКИ И ИЗВЛЕЧЕНИЯ СЕРЫ
Чтобы выбрать производительность вспомогательных установок, необходимо опре­
делить количество легких фракций, серы и водорода, которые в сумме можно извлечь
из продуктов основныхтехнологическихустановок. Необходимо также знать суммарную
потребность установок гидроочистки и гидрокрекинга в водороде (табл. 13.5-13.10).

13.9 . Практический пример: установки переработки газа, аминовой очистки ...
331
Таблица 13.5
Количество легких фракиий для установки переработки насыщенного газа
Таблица 13.6
Установка
н,,
фунтов
за час
с2_>
фунтов
за час
фунтов
за час
«зо-С4,
баррелей
за сутки
и-С4>
баррелей
за сутки
SbHjS,
фунтов
за час
Перегонки нефти
372
2341
159
629
Коксования
16 988 6218
89
418
1873
Гидрокрекинга
340
1263
307
151
1391
Риформинга и гидроочистки
3480
2050
3690
360
505
574
Гидроочистки средних дистил­
лятов
1385
2500
634
315
1895
Гидроочистки сырья каталити­
ческого крекинга
1193
1476
374
186
5037
Изомеризации
215
47
128
69
Алкилирования
331
Всего
3480 22 328 17 703
1970
2663
10 839
Материальный баланс установки переработки насыщенного газа
Сырье установки Баррелей
за сутки
Фунтов
за час
Мол.
масса Моль/ч
Млн
н. куб. футов
за сутки
Галлонов жидкости
на1тыс.н.куб.фу­
тов газового сырья
H2S
9377
34
276
2,51
Сг.
6691
23
291
2,65
С3
1472
11105
44
252
2,30
4,7
изо-С4
1559
15 873
58
274
2,49
5,0
н-С4
2008
18 674
58
322
2,93
6,5
Всего
5039
62 065
13,05
16,2
Таблица 13.7
Расход энергоносителей на установках переработки насыщенного газа и аминовой очистки
Установка переработки
газа
Установка аминовой
очистки
удельный за сутки удельный за сутки
Топливо, млн БТЕ (1 БТЕ = 0,25 ккал)
0,014
9787
0,001
939
Компрессор, л. с .
150
6657
Электроэнергия, тыс. кВтч
0,00006
13
0,00001
9
Циркулирующая охлаждающая вода,
тыс. галлонов (1 галлон США= 3,8 л)
0,01
21 164
0,0044
2348
Амин, фунтов (1 фунт = 0,45 кг)
2,5
116

332
Глава 13. Вспомогательные процессы
Таблица 13.8
Материальный баланс установок Клауса и SCOT
Н. куб. футов
за минуту
Фунтов
за час
Сера, фунтов
за час
Англ, тонн
за сутки
Сырье
H2S
2158
11615
10 933
N2
19 742
Ог
5944
Всего
37757
Продукты
n2
19742
Н,О
6687
Сера
10 933
10 933
117,1
Всего
37 757
Расход энергоносителей на установках Клауса и SCOT
Таблица 13.9
Установка Клауса
Установка SCOT
на установку за сутки на установку за сутки
Топливо, млн БТЕ
0,001
94
Электроэнергия, тыс. кВтч
0,100
12
0,00001
1
Циркулирующая охлаждающая вода,
тыс. галлонов
0,0044
235
Вода для котлов, тыс. галлонов
0,82
2,4
Выработка пара, тыс. галлонов
6,5
773,5
Амин, фунтов
2.5
11,6
Расход энергоносителей на установке производства водорода
Таблица 13.10
На1фунтН2
Всего за сутки Всего за минуту
Электроэнергия, тыс. кВтч
0,00015
31,7
Циркулирующая охлаждающая
вода, тыс. галлонов
0,065
13 720
5,66
Топливо, млн БТЕ
0,045
9499
Вода для котлов, тыс. галлонов
0,001
211
Газовое сырье, тыс. н. куб . футов 0,26 /1000 н. куб. футов
10 920
Катализаторы и химрагенты, долл.
0,008
1773
Примечание. Производительность установки 42 млн н. куб . футов Н2 за сутки, т. е,
221 636 фунт/cyrHj.

Литература
333
Расходы на установку переработки ненасыщенного газа включены в затраты на уста­
новку каталитического крекинга, поэтому для оценки капитальных и эксплуатационных
расходов определяется пропускная способность лишь установки насыщенного газа.
Установка аминовой очисткиулавливает кислые компоненты (сероводород и дву­
окись углерода) из газов установок переработки насыщенного и ненасыщенного
газов. Данных о концентрации двуокиси углерода нет, поэтому удаление двуокиси
углерода в этой задаче не рассматривается. Как правило, содержание двуокиси угле­
рода в сырье установки переработки ненасыщенного газа составляет около 1 %об.,
но затраты на эксплуатацию этой установки включены в эксплуатационные расхо­
ды установки каталитического крекинга. В ней перерабатываются газы, выходящие
из установки переработки насыщенного газа.
Расход энергоносителей на установке SCOTзависит от количества СО2 в хвостовом
газе установки Клауса и чистоты водорода, подаваемого в реактор. Расход аминового
раствора обусловлен типом амина. Его можно оценить, используя данные табл. 13.3 .
Расчет показывает, что объем потребляемого водорода (на установках гидроочист­
ки, гидрокрекинга и изомеризации) составляет 55 691 тыс. н . куб. футов за сутки, а про­
изводимого (установкой каталитического риформинга) — 20 493 тыс. н . куб . футов
за сутки, т. е . дефицит водорода равен 35 197 тыс. н. куб . куб. футов за сутки. Экологи­
ческие нормы, ограничивающие содержание ароматики в бензине, могут потребовать
в будущем снижения жесткости условий каталитического риформинга, что будет со­
провождаться соответствующим снижением объемов водорода, производимого этим
источником. Поэтому предусматривается сооружение водородной установки с произ­
водительностью 42 тыс. н. куб. футов водорода за сутки, г е. с коэффициентом запаса
около 20 %. Для производства дополнительного водорода выбирается установка паро­
вого риформинга, производящая из природного газа водород с чистотой 95 %.
ЛИТЕРАТУРА
1. Hydrocarbon Process. 72(4), р. 140,1992.
2. Johansen, Т. et al., Hydrocarbon Process. 61(%), pp. 119—127,1992.
3. Strelzoff, S., Hydrocarbon Process. 55(12), pp. 79—87,1974.
4. Lehman, L. and Van Baush, E., Chem. Eng. Prog. 72(1), pp. 44 49, 1976.
5. Heck, J., OilGasJ. 78(b), pp. 122-130,1980.
6. Valdes, A.R ., Hydrocarbon Process. 43(3), pp. 104—108,1964.
7. Kohl, A. and Riesenfeld, F., Gas Purification, Sth ed., Gulf Publishing Co., 1993.
8. Gas Proc. Suppliers Assoc., Eng. Data Book, 10th ed., Tulsa, OK, 1987, Section21.
9. Goar, B.G., Oil Gas J. 73(33), pp. 109-112, 1975.
10. Goar, B.G ., OilGasJ. 73(34), pp. 96-103,1975.
11. Gamson, B.W . and Elkins, R.H ., Chem. Eng. Progr. 49(4), pp. 203—215,1953.
12. Thomas, C.L., Catalytic Processes and Proven Catalysts, Academic Press, NewYork, 1970, p. 184.
13. Bourdon, J.C ., Hydrocarbon Process. 75(4), pp. 57—62,1997.
14. Goar et al., Oil Gas J. 83(39), pp. 39 -42, 1985.
15. Johnson, J.E. et al., GCC, February 1999, University of Oklahoma.
16. Hydrocarbon Process. 71(4), p. 126,1992.

Глава 14. Экономика
и планирование
Дэвид Ггддес
Современное нефтеперерабатывающее производство характеризуется разнообра­
зием источников сырья, изменчивостью его свойств, сложностью технологий пере­
работки и все более жесткими требованиями к продуктам. Кроме того, усиливается
зависимость различных нефтеперерабатывающих заводов (НПЗ) друг от друга. Все
это затрудняет принятие экономических решений на НПЗ, так как экономику экс­
плуатации отдельных установок или производства отдельных смешанных продук­
тов часто не удается оценивать независимо от других установок или продуктов. Как
следствие, возникает потребность в способах определения взаимосвязанных эффек­
тов в масштабах всего предприятия. Допустим, предприятие собирается расширить
мощности по перегонке сырой нефти. Если будут перегоняться дополнительные
объемы нефти, может сложиться ситуация, что НПЗ не окупит капиталовложения
за счет сбыта дополнительной продукции, так как ограниченная пропускная способ­
ность последующихтехнологических установок не позволяет перерабатывать допол­
нительные объемы сырья. Таким образом, для правильного построения экономики
НПЗ необходимо моделирование на уровне предприятия.
В большинстве нефтеперерабатывающих компаний анализом экономических ре­
шений занимаются отделы планирования НПЗ. Как правило, они располагаются
на территории отдельных НПЗ и сотрудничают с группой планирования, находящей­
ся в головном административном офисе компании.
Отделы планирования в своей деятельности используют математическую модель
предприятия, которая охватывает анализ нефтяного сырья, работу технологических
установок, смешение товарных продуктов и потребности в энергоносителях и хим­
реагентах. Для математического представления деятельности предприятия обычнс
применяют модели линейного программирования. Их предпочитают нелинейным
моделям по той причине, что они позволяют быстро находить решение, сравнитель­
но легки в сопровождении и дают точность, достаточную для принятия экономиче­
ских решений.

14.1 . Представление о линейном программировании
335
14.1. ПРЕДСТАВЛЕНИЕ О ЛИНЕЙНОМ
ПРОГРАММИРОВАНИИ
Линейное программирование — это математический метод, обеспечиваю­
щий средства для поиска оптимального решения системы линейных уравнений
(рис. 14 .1). В случае применения данного метода в нефтеперерабатывающем произ­
водстве эти уравнения представляют технологические и экономические факторы,
действующие на предприятии. Подход с позиций линейного программирования за­
ключается в разработке модели, состоящей из совокупности линейных уравнений,
и целевой функции, отражающей экономическую сторону задачи. Система линей­
ных (ограничивающих) уравнений, определяющая область допустимых решений,
имеет бесконечное множество решений. Целевая функция определяет относитель­
ный вес (с экономической точки зрения — ценность) каждого решения. Для нахож­
дения наилучшего, то есть оптимального, решения используется алгоритм поиска
решения модели линейного программирования.
Рис. 14.1. Иллюстрация модели линейного программирования
Метод линейного программирования применяется не только в нефтепереработке,
но и во множестве других областей: в нефтехимии, воздушных перевозках и т. д. Его
широко используют:
• в оптимизации на уровне производственных объектов;
• распределении ресурсов;
• смешении продуктов;
• планировании;
■ оптимизации технологических процессов;
• снабжении и распределении.
Во всех этих случаях применение метода линейного программирования может
значительно повысить прибыльность работы.

336
Глава 14. Экономика и планирование в нефтепереработке
В качестве простой иллюстрации рассмотрим НПЗ, перерабатывающий нефть
двух сортов. Нефть сорта А обходится в 50, сорта В — 40 долл, за баррель. НПЗ произ­
водит бензин, дизельное и нефтяное топливо. Бензин сбывается по цене 70 долл., ди­
зельное топливо — по 65, а котельное — по 60 долл, за баррель. Выход продуктов для
каждого из сортов нефти будет следующим:
Нефть сортаЛ Нефть сорта В
Бензин
0,1
0,2
Дизельное топливо
0,3
0,2
Котельное топливо
0,6
0,6
Максимальная пропускная способность НПЗ — 100 тыс. баррелей сырой нефти
за сутки. Эти условия можно сформулировать в виде следующей линейной модели:
Бензин
0,1
*,
+ 0,2
*
2
=
Дизельное топливо
0,3
*.
+ 0,2
*
2
=
Котельное топливо
0,6
*,
+ 0,6
*
2
Пропускная способность по сырой нефти 1*,
+
< 100
Здесь Х{, Хг — расход сырья (нефти сортов А и. В соответственно; Х3, ХА и Х5 — ско­
рости производства соответственно бензина, дизельного и котельного топлив. За­
метим, что переменных больше, чем уравнений, поэтому задача имеет бесконечное
множество решений. Для определения наилучшего из множества решений необходи­
мо ввести целевую функцию.
Целевая функция = (—50*,)
+ (—40
* 2)+70
* 3+65
* 4+60* 5.
Целевая функция выбирает наилучшее, или оптимальное, решение в области до­
пустимых решений, определяемой системой линейных уравнений.
14.2. МОДЕЛИ ЛИНЕЙНОГО ПРОГРАММИРОВАНИЯ
НЕФТЕПЕРЕРАБОТКИ
Модели линейного программирования НПЗ состоят из множества линейных
уравнений. Типичные модели содержат порядка 1000—5000 уравнений, которые
описывают выход продуктов в процессах, потребности в энергоносителях и опе­
рации смешения продуктов. Так как главная цель линейного программирования
на НПЗ заключается в определении экономических показателей в масштабах заво­
да, для принятия правильных экономических решений требуется лишь один уро­
вень детализации.
Существуют две структуры моделирования для представления модели техно­
логических процессов: 1) простые векторные модели и 2) дельта-модели, которые

14.2 . Модели линейного программирования нефтепереработки
337
отражают более сложные процессы. Дельта -модели применяются для моделирова­
ния изменений выхода продукции технологической установки в зависимости от ка­
чества сырья или жесткости процесса.
Пример векторной структуры выхода:
Вектор выхода
Сырье:
бутилен
- 1,0000
изобуган
- 1,2000
Продукты:
нормальный бутан
0,1271
пентан
0,0680
алкилат
1,5110
нижний продукт
0,1190
смола
0,0096
Энергоносители:
пар, 1 фунт (кг)
7,28 (3,3)
электроэнергия, кВтч
2,45
охлаждающая вода, тыс. галлонов (тыс. л)
2,48 (9,42)
топливо, млн БТЕ
0,69
С помощью’ таких упрощенных структур выхода можно представить многие тех­
нологические установки, однако существуют более сложные установки, выход про­
дукции которых зависит от качества сырья или жесткости рабочих условий. В таких
случаях в нефтеперерабатывающей промышленности используют дельта-модели вы­
хода продуктов. Они содержат базовый вектор выхода, аналогичный рассмотренно­
му. Базовый вектор выхода представляет выходы продуктов для сырья различного
качества илидля различной жесткости условий. Модели включают в себя также один
или более дельта-векторов для внесения в величину выхода поправок на измене­
ния качества сырья или жесткости условий. Метод иллюстрируется примером пред­
ставления выхода продуктов С5—180 °F (82 °C) и 180—400 °F (82-204 °C) установки
гидрокрекинга:
Параметр
Сырье (хЮ) Базовый выход (хЮ) Д£„ (хЮ) ДЛР7(х5,0)
Сырье
1,0
-1,0
Водород
-1500
С5-180 Т
8,1
1,0
3,6
180-400 °F
28,0
-5,5
11,0
-12,1
10,9
1,2
Удельный вес, "API
- 22,0
20,0
4,0

338
Глава 14. Экономика и планирование в нефтепереработке
В приведенном примере базовый вектор выхода определен с использованием ха­
рактеристического коэффициента Кк и удельного веса в градусах API сырья, соот­
ветственно как 10,9 и 20,0. Но фактическое сырье имеет Kv — 12,1 и удельный вес
22,0 °АР1. Первый дельта-вектор вносит в базовый вектор выхода поправку на харак­
теристический коэффициент, второй — на удельный вес . Исходя из введенной струк­
туры выполняются следующие действия.
1. В предположении, что оптимизация осуществляется для условной скорости по­
дачи сырья, равной 10, значения в столбцах сырья и базового выхода также умножа­
ются на 10, так как сумма значений в строке «Сырье» должна быть равна 0.
2. Сумма значений в строке
должна быть равна 0; поэтому значения в столб­
це ДК* также умножаются на 10.
3. Так как сумма значений в строке «Удельный вес, °АР1» должна быть равна 0,
значения в столбце &API умножаются на 5.
Таким образом, проценты объемного выхода продуктов С. - 180 °F (82 °C)
и 180—400 °F (82—204 °C) вычисляются следующим образом:
С5-180°F =(10•8,1 +10•1,0+5•3,6)/10=10,9;
180-400°F(82-204°C)=(10•28,0 - 10•5,5 +5•11,0)/10=28,0.
Одно из преимуществ дельта-моделей выхода продуктов заключается в том, что их
легко приспособить к текущим условиям завода: для этого достаточно периодически
обновлять базовый вектор, используя заводские данные.
Кроме технологических установок, детально моделируют также операции по сме­
шению продуктов. Пример структуры линейной модели такого типа:
Нор­
мальный
бутан
Легкий бен­
зин гидро­
крекинга
Бензин
рифор­
минга
Бензин
FCC
Алкилат Специ­
фикация
Нормальный бутан
-1
Легкий бензин гидрокрекинга
-1
Бензин риформинга
-1
Бензин FCC
-1
Алкилат
-1
Бензин высшего сорта
1
1
1
1
1
Октановое число по исследо­
вательскому методу
93,0
82,8
94,0
92,3
97,3
<
95
Октановое число по моторно­
му методу
92,0
82,4
84,4
76,8
95,9
<
90
Давление паров по Рейду
138,0
20,3
3,62
1,12
6,37 < 17,8
Структура линейного планированиядля смешения требует, чтобы расчетное свой­
ство, к примеру октановое число по исследовательскому методу, было меньше или

14.3. Прикладные задачи экономики и планирования
339
равно 95. Модель позволяет определить оптимальное количество компонентов сме­
си, отвечающей спецификациям на октановые числа по исследовательскому и мо­
торному методам, а также давление паров по Рейду.
Целевую функцию моделей линейного планирования НПЗ часто выражают через
выручку от сбыта продукции, через затраты на сырье и энергоносители. В некоторых
случаях в нее вводят также капитальные затраты и другие факторы.
Казалось бы, линейные уравнения не вполне адекватно моделируют сложные
процессы нефтепереработки. Однако, как правило, удается построить достаточ­
но точные линейные модели; нередко они применимы к рутинным операциям,
но не рассчитаны на полный комплекс всевозможных процессов. Современные
пакеты программ линейного планирования располагают определенными воз­
можностями нелинейного моделирования, важного для таких задач нефтепе­
реработки, как нелинейное смешение, характеризация процессов, смешение
в резервуаре.
Модели обычно строят с использованием электронных таблиц пакета Excel, опи­
сывающих технологические и экономические данные предприятия. Затем коммер­
ческие про1раммы линейного моделирования считывают эти таблицы, проверяют
допустимость входных данных, генерируют матрицу линейного программирова­
ния, оптимизируют ее и выводят результаты в конечном формате. Такие коммер­
ческие пакеты программ позволяют быстро и без труда протестировать множество
моделей. Это важно, так какдля всестороннего исследования значимых параметров
конкретной экономической ситуации специалистам по планированию часто при­
ходится быстро тестировать ряд вариантов (например, при оценке нефтяного сырья
нередко прих'&дится рассматривать 50 или более вариантов).
14.3. ПРИКЛАДНЫЕ ЗАДАЧИ ЭКОНОМИКИ
И ПЛАНИРОВАНИЯ
Прикладные задачи экономики и планирования на НПЗ обычно делятся на сле­
дующие категории:
1) оценка нефтяного сырья;
2) планирование производства;
3) оптимизация текущей деятельности;
4) смешение продуктов и установление цен на продукцию;
5) планирование остановок технологического оборудования;
6) снабжение и распределение в сети НПЗ;
7) планирование годового бюджета;
8) анализ капиталовложений;
9) экологические исследования;
10) оценка технологий.
На типичном НПЗ еженедельно тестируют порядка 100—200 вариантов моделей
линейного программирования. Большинство из них связаны с оценкой нефтяного
сырья, планированием производства и планированием текущей деятельности. Далее
приводятся краткие описания каждой из этих прикладных задач.

340
Глава 14. Экономика и планирование в нефтепереработке
14.3.1. Оценка нефтяного сырья
Оценка нефтяного сырья считается одной из важнейших (если не самой важной)
задач коммерческой деятельности НПЗ, располагающего возможностями приобрете­
ния ряда сортов нефти. Затраты на нефть составляют обычно 70—80 % от суммарных
эксплуатационных затрат НПЗ, поэтому крайне важно приобретать наиболее при­
быльное сырье. Хотя стоимость нефти для различных НПЗ в отдельно взятом регио­
не примерно одна итаже, ее ценность для разных НПЗ неодинакова. Ценность нефти
зависит от множества факторов, в том числе от качества, определяемого анализом,
от количества нефти, которое предстоит переработать, от спроса и цен на продукты
нефтепереработки, конфигурации НПЗ и перерабатываемых нефтей других сортов.
Так как многие НПЗ располагаются в прибрежных регионах и имеют доступ
к нефти, перевозимой танкерами, зачастую есть возможность приобретения различ­
ных сортов нефти. Нередко НПЗ приходится оценивать 50—100 различных сортов
нефти, чтобы выбрать наиболее прибыльные.
Существует несколько методов оценки нефтяного сырья. Один из общеприня­
тых заключается в определении изменения рентабельной стоимости относительно
базовой нефти. Это так называемый метод анализа безубыточности. В дополнение
к фиксированному ассортименту сортов, который часто состоит из группы нефтей,
обычно поставляемых предприятию, оценивают дополнительные объемы нефти но­
вого сорта. Вполне возможно, что этот фиксированный ассортимент сортов пред­
ставляет нефтяное сырье, приобретаемое на основе долгосрочных контрактов, тогда
как оцениваемые сорта предлагаются на спотовом рынке.
Независимо от способа оценки НПЗ определяют безубыточную стоимость нефти,
используя линейное программирование. Безубыточная (рентабельная) стоимость — это
стоимость нефти, которая приносит НПЗ такую же прибыль, как и базовая. Пример:
Показатель
Расчет безубыточности
Вариант 1 Вариант 2
Вариант 3
Нефть сорта А, баррелей за сутки
40 000
40 000
40 000
Нефть сорта В, баррелей за сутки
40 000
40 000
40 000
Нефть сорта С, баррелей за сутки
20 000
20 000
20 000
Нефть базового сорта (40 долл, за баррель)
Нефть нового сорта 1 (40 долл, за баррель)
10 000
Нефть нового сорта 2 (40 долл, за баррель)
10 000
Валовая прибыль, тыс. долл, за сутки
200
195
190
Рентабельная стоимость, долл, за баррель Базовая =
=40
40,00+(195 -200)/
/10 = 39,5
40+ (190-200)/
/10 = 39,00
Анализ показывает, что для получения такого же уровня прибыльности баррель
нефти нового сорта 1 должен стоить на 0,50 долл, меньше, чем баррель нефти ба­
зового сорта. (Показанная выше валовая прибыль при линейном программирова­
нии вычисляется как выручка за продукцию за вычетом стоимости сырья и затрат
на энергоносители.) Величины безубыточной стоимости можно представить в отдел
снабжения нефтяным сырьем в следующем формате:

14.3. Прикладные задачи экономики и планирования
341
Рентабельная стоимость нефтяного сырья, долл, за баррель (базовая стоимость)
Сорт нефти
Стоимость
Нефть базового сорта
40,00
Нефть нового сорта 1
39,50
Нефть нового сорта 2
39,00
Затем отдел снабжения может подготовить таблицу следующего вида:
Рыночная цена,
долл, за баррель
Рентабельная цена,
долл, за баррель
Запас рентабельности,
долл, за баррель
Нефть базового сорта
38,00
40,00
2,00
Нефть нового сорта 1
39,00
39,50
0,50
Нефть нового сорта 2
40,00
39,00
-1,00
Известно, что рыночные цены на нефть изменяются каждый день, но, зная рен­
табельные значения стоимости, нефтетрейдер сможет оценивать относительные
цены на нефть и принимать на этой основе решения по приобретению опреде­
ленной партии. В число других экономических факторов входят ценовые риски,
форвардные цены (цены по срочным сделкам) на нефть, изменчивость качества не­
фтяного сырья, надежность снабжения, оборотные средства и ожидаемые убытки
от простоя судов.
В данной1 ситуации используются и другие методы оценки нефтяного сырья:
расчет рентабельности восполнения запасов, расчет рентабельности в абсолют­
ных цифрах и расчет рентабельности грузопоставок нефтяного сырья. Так как сто­
имость нефти может изменяться в зависимости от применяемого метода более чем
на 1—2 долл, за баррель, важно, чтобы используемый метод оценки нефтяного сырья
был близок к методу оценки его переработки. Многие отделы планирования рассчи­
тывают также величины рентабельной стоимости для нескольких значений объема
поставок. Поскольку рентабельная стоимость уменьшается с ростом объемов пере­
рабатываемой нефти, такая практика весьма полезна для более объективной оценки
стоимости нефти и служит ориентиром при принятии решений о покупке дополни­
тельных объемов сырья для переработки.
14.3.2. Ежемесячное планирование производства
Планирование производства — это регулярный рабочий процесс, проводимый
один или два раза в месяц. Он заключается в координации деятельности отдела снаб­
жения нефтью, отдела сбыта продукции и производственного отдела НПЗ. Ipynna
планирования определяет объемы нефти, планируемые для поставок в течение опре­
деленного периода времени. Группа сбыта оценивает объем сбыта каждого продукта
за тот же период. Наконец, производственный отдел устанавливает загрузку различ­
ных нефтезаводских установок и определяет, планировать ли остановку какой-либо
из них в течение этого периода.

342
Глава 14. Экономика и планирование в нефтепереработке
Отдел планирования вводит всю эту информацию в модель линейного програм­
мирования НПЗ и решает, возможно ли получить весь планируемый объем продуктов
из нефти, поставки которой запланированы на данный период. Кроме того, эта мо­
дель предоставляет производственному отделу сведения, с помощью которых можно
выбрать параметры эксплуатации различных технологических установок, обеспечи­
вающие максимальную прибыль. Сюда входят степень загрузки производственных
мощностей, границы отделения фракций при перегонке нефти, жесткость рабочих
условий в реакторах и т. д.
14.3.3. Оптимизация текущей деятельности
Этот процесс обеспечивает экономические ориентиры для ежедневной коррек­
тировки производственной деятельности. Хотя в основе деятельности НПЗ лежит
производственный план, из-за непредвиденных производственных изменений часто
возникает необходимость его корректировки. Так, например, производственный
отдел должен иметь в своем распоряжении наиболее выгодные вырианты поправок
производственного плана на случай незапланированных остановок.
14.3.4. Смешение продуктов и установление цен
на продукцию
Хотя смешение продуктов включено в производственный план, на многих НПЗ
применяют отдельные модели смешения (например, бензина), ежедневно использу­
емые при приготовлении продуктов, а также при планировании закупок компонен­
тов и сбыта продукции. Это необходимо, в частности, по той причине, что смешение
продуктов является операцией периодической, в отличие от непрерывной работы
технологических установок. Кроме того, некоторые НПЗ приобретают компоненты
смесей на спотовом рынке. Поэтому смешение продуктов очень часто рассматрива­
ется как отдельный производственный процесс.
Как правило, НПЗ устанавливает цены на свою продукцию, ориентируясь на ры­
ночные цены. Но бывают особые случаи, когда необходимо определить рентабель­
ную цену на какой-либо продукт, используя модель линейного программирования.
Например, НПЗ имеет возможность сбыть дополнительный объем реактивного то­
плива по цене на 5,00 долл, ниже рыночной. Встает вопрос, будет ли это рентабель­
ным. Вот пример, иллюстрирующий этот случай:
Анализ рентабельности
продукта
Базовый
вариант Вариант 1
Бензин рядовых сортов (60 долл, за баррель), тыс. баррелей за сутки 50 000
50 000
Бензин высшего сорта (65 долл, за баррель), тыс. баррелей за сутки 50 000
50 000
Реактивное топливо (50 долл, за баррель), тыс. баррелей за сутки
20 000
20 000

14.3 . Прикладные задачи экономики и планирования
343
Реактивное топливо по альтернативной цене (45 долл, за баррель),
тыс. баррелей за сутки
0
5000
Валовая прибыль, тыс. долл, за сутки
100,00
98,00
Рентабельная цена, долл, за баррель
45,00
45+(100-
—
98)/5 =
= 45,40
Анализ показывает, что рентабельная цена равна 45,40 долл, за баррель. Чтобы
сбыт был безубыточным, НПЗ должен продавать дополнительное реактивное топли­
во как минимум по этой цене.
Линейная модель смешения используется также при принятии решений о закуп­
ках компонентов смесей, составлении исходных рецептур смесей для систем сме­
шивания, определениижесткости условий процессариформингаи прогнозировании
запасов компонентов смесей. Линейная модель смешения может быть одно - или мно­
гопериодной. Многопериодная модель смешения полезна при планировании страте­
гий обеспечения запасов компонентов смесей на периоды от одной до двух недель.
14.3.5. Планирование остановок
технологического оборудования
Планирование остановок может оказаться сложным процессом: нужно предусмо­
треть размер запасов, чтобы уменьшить влияние остановок на общие объемы про­
изводства продукции. Рассмотрим, например, работу установки каталитического
крекинга. Планируя ее остановку, нужно предусмотреть хранение сырья каталити­
ческого крекинга в течение этого периода. Чтобы определить количество запасов
компонентов, которое позволит не снижать объем производства бензина во время
остановки, используют многопериодные модели. Таким образом, при планирова­
нии остановок нужно моделировать не только работу технологических установок,
но и ключевые материально-производственные запасы. Модель охватывает несколь­
ко периодов времени с разной производительностью. Производительность техноло­
гических установок изменяется в периоды до, после и во время остановки (рис. 14.2).
Материально-
Материально­
Материально­
Материально­
производственные
производственные
производственные
производственные
запасы
запасы
запасы
запасы
Период!
Период 2
Период3
Рис. 14.2. Схема многопериодной модели

344
Глава 14. Экономика и планирование в нефтепереработке
При сложных остановках многопериодная модель НПЗ оказывает неоценимую
помощь при анализе возможных вариантов решения следующих вопросов:
• когда и какие сорта нефти перерабатывать;
• как использовать имеющийся резервуарный парк;
• в какой последовательности останавливать работу установок;
• как будут влиять остановки на поставки продукции.
14.3.6. Снабжение и распределение в сети
нефтеперерабатывающих заводов
Большинство нефтеперерабатывающих компаний владеет более чем одним НПЗ.
Если НПЗ не пользуются общими источниками сырья с ограниченными возможно­
стями поставок, обслуживают разные рынки и не участвуют в процессе перемещения
материалов между предприятиями, обычно бывает достаточно независимого плани­
рования на каждом из них. Но если предприятия взаимодействуют, то это необходи­
мо учитывать. Далее перечислено несколько примеров взаимодействия НПЗ.
• Распределение ограниченных поставок нефти между НПЗ.
• Перемещение промежуточных материалов или компонентов между НПЗ в це­
лях, например, более полного использования производственных мощностей.
• Экономически целесообразное обслуживание рынков более чем одним НПЗ;
при этом необходимо определить наиболее прибыльное распределение сбыта
продукции.
• Взаимоувязка запасов между НПЗ и терминалами оптовой продажи продуктов.
Эти варианты иллюстрирует рис. 14 .3 .
Рис. 14 .3. Многоузловая сеть нефтеперерабатывающих заводов
На рис. 14.3 нефть сорта АА добывается в месте расположения завода А и может
поставляться только ему. Нефть сорта ВВ потенциально доступна всем трем НПЗ .
Нефть сорта СС ввиду транспортных ограничений доступна только заводам В и С.
Чтобы правильно распределить между НПЗ нефть трех сортов, можно воспользо­
ваться многоузловой моделью линейного программирования.

14.3 . Прикладные задачи экономики и планирования
345
Эта модель позволит определить, какие НПЗ должны обслуживать два рынка,
изображенных на рис. 14.3. Чтобы полнее использовать резервы производитель­
ности технологических установок завода В, можно транспортировать на него
промежуточные материалы с завода С. Многоузловая модель линейного програм­
мирования также поможет установить, когда следует прибегнуть к этому вариан­
ту. Решение этого вопроса может быть связано со спросом на готовые продукты
каждого НПЗ, который, в свою очередь, зависит от распределения продуктов НПЗ
между рынками.
Другой пример оптимизации деятельности многоузловой сети НПЗ — комплекс
по производству олефинов. В этом случае НПЗ направляет туда большую часть про­
изводимых бензиновых фракций. Ароматические побочные продукты установки
производства олефинов представляют собой ценный для НПЗ компонент смешения
бензина. Сотрудничество двух предприятий может существенно улучшить их при­
быльность по сравнению с автономной деятельностью. Именно по этой причине
многие компании располагают олефиновые заводы вблизи НПЗ. Заводы по произ­
водству олефинов из бензиновых фракций часто оценивают поставки дополнитель­
ного сырья с помощью моделей линейного про1раммирования.
14.3.7. Планирование годового бюджета
Для прогнозирования экономических показателей в предстоящем финансовом
году НПЗ разрабатывают годовые бюджеты. Экономические прогнозы на год обычно
получают с помрщью модели линейного программирования НПЗ. Прогнозируемые
показатели необходимы для составления финансовых прогнозов. Прогноз можно ис­
пользовать для определения потребности в оборотном капитале и финансировании
капиталовложений.
14.3.8. Анализ капиталовложений
Первый шаг при рассмотрении капиталовложений в новые НПЗ или в расши­
рение действующих — составление технико-экономического обоснования с целью
определить экономические показатели проекта. Технико-экономическое обоснова­
ние обычно включает в себя следующие этапы:
• исследование рынка для прогнозирования спроса на продукты;
• исследование конфигурации НПЗ для оценки различных вариантов перера­
ботки (например, таких вариантов переработки остаточного сырья, как замедленное
коксование и висбрекинг, или таких вариантов переработки вакуумного газойля, как
каталитический крекинг по сравнению с гидрокрекингом);
• оценка капитальных затрат для выбранной конфигурации;
• составление детального экономического прогноза.
Для анализа конфигурации применяются модели линейного программирова­
ния. При анализе расширения предприятия выясняют потребности расширяемой
технологической установки. Влияние расширения производительности установки
на общие показатели деятельности НПЗ определяют с помощью модели линейного
программирования.

346
Глава 14. Экономика и планирование в нефтепереработке
14.3.9. Экологические исследования
Модель линейного программирования НПЗ используют в экологических иссле­
дованиях. Зачастую это наиболее предпочтительный инструмент для исследований
такого рода, так как она, будучи моделью уровня предприятия, учитывает взаимо­
действие технологических процессов и процессов смешения продуктов. С помощью
этого инструмента можно выполнить исследования:
• касающиеся предписываемого ЕРА реформулированного бензина;
• требований к процессам переработки, направленных на снижение содержания
серы, например, в бензине и дизельном топливе;
• корректировок, вносимых в процессы переработки с целью снизить выбросы
СО2, которые усиливают парниковый эффект.
14.3.10. Оценка технологий
Сложный характер нефтезаводского производства часто диктует необходимость
оценки технологий с помощью модели линейного программирования НПЗ. Один
из примеров — замена катализатора установок каталитического крекинга, катали­
тического риформинга или гидрокрекинга. Новые катализаторы с большой веро­
ятностью могут изменить структуру выхода продуктов. Поэтому для определения
влияния этих изменений на взаимодействия между технологическими установка­
ми и между операциями смешения продуктов используют модель линейного про­
граммирования.
ЗАДАЧИ
1. На НПЗ поставляется нефть двух разных сортов. Нефть сорта 1 стоит
45,00 долл., сорта 2 — 41,00 долл, за баррель. НПЗ производит бензин, дизельное то­
пливо и котельное топливо. Бензин сбывается по 65,00 долл., дизельное топливо —
по 60,00 долл, и котельное топливо — по 50,00 долл, за баррель. Выход продуктов
из нефти каждого сорта показан ниже.
Нефть сорта 1
Нефть сорта 2
Бензин
0,15
0,25
Дизельное топливо
0,25
0,25
Котельное топливо
0,6
0,50
Максимальный объем продаж бензина составляет 30 тыс. баррелей, котельного
топлива — 100 тыс. баррелей за сутки. Сформулировать эти данные в виде задачи ли­
нейного программирования.
2. Разработать векторную модель процесса алкилирования, перерабатывающего
пропилен, используя данные выхода, приведенные в главе 11.
3. Разработать дельта-модель процесса замедленного коксования, используя дан­
ные, приведенные в главе 5. Требуется описать лишь выход кокса и бензина .

Литература
347
4. Рассчитать безубыточную стоимость нефти сорта D, используя следующие данные:
Вариант 1 Вариант 2
Нефть сортаА, тыс. баррелей за сутки
50
40
Нефть сорта В, тыс. баррелей за сутки
40
40
Нефть сорта С, тыс. баррелей за сутки
20
20
Нефть базового сорта (50 долл, за баррель), тыс. баррелей за сутки
10
Нефть сорта D (40 долл, за баррель), тыс. баррелей за сутки
10
Валовая прибыль, тыс. долл, за сутки
165
150
5. Отдел сбыта имеет возможность реализовывать дополнительно 10 тыс. барре­
лей бензина в сутки по цене 55,00 долл, за баррель. Используя данные модели линей­
ного программирования НПЗ, определить, прибыльна ли такая реализация.
Базовый вариант Вариант 1
Бензин рядового сорта (60 долл, за баррель), тыс. барре­
лей за сутки
50
50
Бензин высшего сорта (65 долл, за баррель), тыс. барре­
лей за сутки
50
50
Реактивное топливо (50 долл, за баррель), тыс. баррелей
за сутки
20
20
Бензин по альтернативной цене (55 долл, за баррель),
тыс. баррелей за сутки
0
10
Валовая прибыль, тыс. долл, за сутки
100,00
102,00
ЛИТЕРАТУРА
Ссылки
1. Luenberger, D.G., Linear and Nonlinear Programming, 2nd ed., 2005.
2. Tucker, M.N,LP Modeling—Past, Present and Future, 2001NPRA Computer Conference.
3. Personal communications, Rangnow & Associates, LLC, 2006.
4. Kutz, T., Early Planning to Evaluate Alternatives for a Complex Refinery Shutdown, 2004 NPRA
Annual Meeting.
Дополнительная литература
5. Trierwiler, L.D ., Advances in Crude Oil LP Modeling, 2001 NPRA Computer Conference.
6. Rangnow, D. and Davis, J., Integrating Market Opportunities with Refining Capabilities to Maximize
Asset Value, 2001 NPRA Computer Conference.
7. Gallagher, C.P . and Geddes, D.D., Modem Planning and Scheduling in the Refining and
Petrochemical Industries, Proceedings of the International Conference on Petroleum Refining and
Petrochemical Processing, 1991, Vol. 1, pp. 28-34.

Глава 15. Компоненты
смазочных масел
Широкий ассортимент современных смазочных и специальных масел произ­
водится смешением сравнительно небольшого числа базовых компонентов и при­
садок. Базовые компоненты смазочных масел изготавливают из нефти перегонкой
и специальной переработкой. Для придания отсутствующих и улучшения имеющих­
ся свойств в компоненты добавляют химические вещества, называемые присадками.
Важными считаются следующие свойства масел:
1) вязкость;
2) характер изменения вязкости с изменением температуры (индекс вязкости,
или ИВ);
3) температура потери текучести (температура застывания);
4) окислительная стойкость;
5) температура вспышки;
6) температура кипения;
7) кислотность (кислотное число).
Вязкость. Вязкость
—
это мера сопротивления жидкости или газа течению. Чем
выше вязкость, тем гуще масло и тем толще пленка, удерживаемая у поверхности.
В зависимости от выполняемой функции масло должно быть очень разжиженным
и текучим или, наоборот, густым и иметь высокое сопротивление течению. Чем выше
интервал кипения фракции отдельно взятой нефти, тем выше вязкость фракции.
Таким образом, вязкость компонента масла можно подобрать по интервалу кипения
фракции, из которой его получают
Индекс вязкости. Индекс вязкости (ИВ) масла выражает скорость изменения вязко­
сти при изменении температуры. Чем выше значение ИВ, тем меньше меняется вяз­
кость при определенном изменении температуры. Индекс вязкости природной нефти
меняется от отрицательных значенийу нафтеновых нефтей до примерно 100 у парафи­
новых. Специальнойпереработкой и введением химическихдобавокзначения индекса
вязкости масляных фракций можно довести до 130 и выше. Для улучшения вязкост­
но-температурных характеристик готовых масел в их базовые компоненты часто до­
бавляют такие присадки, как полиизобутилены и сложные эфиры полиметакриловой
кислоты. Моторные масла должны быть достаточно жидкими при низких температу­
рах, чтобы облегчить пуск, и достаточно вязкими при рабочих температурах двигателя

Глава 15. Компоненты смазочных масел
349
(180-250 °F, или 80-120 °C), чтобы снизить трение и износ за счет поддержания сплош­
ной пленки жидкости между металлическими поверхностями.
Температура потери текучести (температура застывания). Самая низкая темпера­
тура, при которой масло все еще сохраняет текучесть при испытаниях охлаждением
с шагом 5 °F (3 °C) в стандартизованных условиях, называется температурой потери
текучести масла. Для моторных масел важна низкая температура потери текучести,
способствующая облегчению пуска и надлежащему смазыванию двигателя в пуско­
вых условиях в холодную погоду.
Существуют температуры потери текучести двух видов: вязкой и структурной.
Приближение к температуре потери вязкой текучести по мере охлаждения масла
и увеличения его вязкости происходит постепенно, пока масло в стандартных усло­
виях испытания не перестанет течь. Потеря же структурнойтекучести носитдискрет­
ный характер, когда из раствора выпадают кристаллы парафина и масло загустевает.
Температуру потери текучести масла, полученного из парафиновой нефти, можно
снизить введением присадок, воздействующих на свойства кристаллов парафина.
С температурой потери текучести связана температура помутнения, при которой
из раствора начинает выделяться парафин или другая твердая фаза. Для парафино­
вых нефтей это температура начала кристаллизации парафина.
Окислительная стойкость. Высокие температуры, которыми сопровождается ра­
бота двигателя внутреннего сгорания, способствуют быстрому окислению моторных
масел. Особенно подвержено окислению масло, контактирующее с поршневыми го­
ловками, где температура может составлять от 500 до 750 °F (от 260 до 400 °C). Окис­
ление масел с^дгарафиновым базовым компонентом вызывает образование кокса
и лакообразных отложений; с нафтеновым компонентом — смолистого нагара [1].
Для подавления окисления и вызываемых им эффектов в масла добавляют такие
антиокислительные присадки, как фенольные соединения и дитиофосфаты цинка.
Температура вспышки. Температура вспышки масла не особенно важна для ха­
рактеристик работы двигателя. Она служит главным образом мерой количества вы­
бросов углеводородов или признаком, по которому можно судить о происхождении
компонентов масляной смеси (например, получена ли она смешением компонентов
высокой и низкой вязкости, дающих в сумме смесь с промежуточной вязкостью, или
же представляет собой смесь масляных фракций со средними температурами кипе­
ния). Низкая температура вспышки означает повышенный выброс углеводородов
во время эксплуатации.
Температура кипения. Чем выше интервал температур кипения нефтяной фракции,
тем больше молекулярные массы компонентов и — для данной нефти—выше их вяз­
кость. Интервалы кипения и вязкости фракций — главные факторы при выборе гра­
ниц отделения компонентов смазочных масел из вакуумной перегонной колонны.
Кислотность. Коррозия металла подшипников в значительной мере обусловлена
воздействием кислот на оксиды металлов [2]. Эти органические кислоты образуют­
ся при окислении углеводородов масел в рабочих условиях двигателя, а также из кис­
лот, которые представляют собой побочные продукты горения топлива, и попадают
в картер вследствие прорыва газов через поршневые кольца. Моторные масла содер­
жат материалы, которые нейтрализуют эти коррозионные кислоты. Такие щелочные
вещества обычно включают в состав диспергирующих и моющих присадок. Базовые

350
Глава 15. Компоненты смазочных масел
компоненты масел, полученные из парафиновых нефтей, обладают отличной терми­
ческой и окислительной стойкостью и проявляют меньшую кислотность, чем компо­
ненты, полученные из нафтеновых нефтей. Мерой органической кислотности масла
является его кислотное число; чем оно больше, тем выше кислотность масла.
15.1. ПОЛУЧЕНИЕ СМАЗОЧНЫХ МАСЕЛ
Первый шаг в производстве смазочных масел — выделение на нефтеперегонных
установках отдельных фракций нефти в соответствии с требованиями к вязкости
и интервалам кипения. Тяжелое сырье для получения смазочных материалов, отби­
раемое в виде нижнего продукта колонны вакуумной перегонки, содержит асфальте­
ны, смолы и другие нежелательные вещества.
Сырые масляные фракции нефтей большинства марок содержат компоненты со
свойствами, нежелательными в готовых смазочных маслах. Их необходимо удалить
или преобразовать посредством жидкостной экстракции, кристаллизации, избира­
тельного гидрокрекинга или гидрирования. К числу нежелательных свойств относятся
высокие температуры потери текучести, большие изменения вязкости с температурой
(низкие индексы вязкости), недостаточная окислительная стойкость, неудовлетвори­
тельные цветовые качества, высокие температуры помутнения, высокая органическая
кислотность и повышенная склонность к образованию кокса и нагара.
Для изменения или улучшения этих свойств используют следующие процессы:
1) сольвентная деасфальтизация для уменьшения склонности к образованию
кокса и нагара;
2) селективная очистка и гидрокрекинг для улучшения индекса вязкости;
3) депарафинизация кристаллизацией с использованием растворителей и избира­
тельный гидрокрекинг для снижения температур помутнения и застывания;
4) гидроочистка и очистка отбеливающими глинами для улучшения цветовых ка­
честв и стабильности при хранении, а также для снижения органической кислотности.
Эти процессы оказывают и вторичноедействие. Например, депарафинизация рас­
творителем, в основном направленная на снижение температур помутнения и потери
текучести (температуры застывания), несколько уменьшает индекс вязкости масла.
По экономическим, а также технологическим причинам процессы обычно про­
водят в следующей последовательности: деасфальтизация, селективная очистка,
депарафинизация и гидроочистка (доочистка). Но процессы депарафинизации и ги­
дроочистки нередко меняют местами [3]. Как правило, затраты на процессы и их
сложность возрастают в том же порядке.
15.2. ПРОПАНОВАЯ ДЕАСФАЛЬТИЗАЦИЯ
Более легкое дистиллятное сырье для производства базовых компонентов смазоч­
ных масел можно сразу направлять на установку жидкостной экстракции, но ниж­
ний продукт колонн атмосферной и вакуумной перегонки требует предварительного
удаления асфальтенов и смол с помощью деасфальтизации. Асфальтены могут

15.2 , Пропановая деасфальтизация
351
содержаться в наиболее высококипящих дистиллятах в больших количествах, что
также оправдывает деасфальтизацию.
В качестве растворителя наустановкахдеасфальтизации обычно выступаетпропан.
Впрочем, иногда для придания растворителю желаемых свойств пропан смешивают
с этаном или бутаном. Пропан обладает аномальной растворяющей способностью:
при температурах от 100 до 140 °F (от 40 до 60 °C) парафины растворяются в нем очень
хорошо, но с повышением температуры растворяющая способность снижается до тех
пор, пока не будет достигнута критическая температура пропана (206 °F, или 96,8 °C),
при которой все углеводороды становятся нерастворимыми в нем. В интервале тем­
ператур 100-206 °F (40—96,8 °C) высокомолекулярные асфальтены и смолы большей
частью нерастворимы в пропане. Известно, что разделение перегонкой осуществля­
ется по молекулярной массе, а селективная очистка — по типу молекул. Пропановая
деасфальтизация представляет собой особый случай, так как разделение определяет­
ся как массой, так и типом структуры молекул.
Сырье контактирует с 4—8 объемами жидкого пропана при целевой рабочей тем­
пературе. Фаза экстракта (раствор деасфальтизата) содержит 15-20 %масс. масляной
фракции; остальную часть составляет растворитель. Чем тяжелее масляная фракция,
тем больше должна быть кратность пропана к сырью.
Фаза рафината (раствор битума деасфальтизации) содержит 30—50 %об. пропана
и представляет собой не истинный раствор, а эмульсию осажденного асфальтеново­
го материала в пропане [4].
Как и в большинстве других нефтезаводских процессов, базовая часть установки
сравнительно проста и состоит из цилиндрической экстракционной колонны с угол­
ковыми отбойниками жалюзийного типа, расположенными в горизонтальных рядах
в чередующемся порядке [5], или с перфорированными тарелками [4] при проти­
воточном движении сырья и растворителя. На некоторых установках для этой цели
применяются роторно-дисковые контакторы (РДК).
В типичной установке пропановой деасфальтизации (рис. 15.1) в нижнюю часть
экстракционной колонны подается пропан, а ближе к верхней секции — вакуумный
остаток. Пропан, поднимаясь по колонне, растворяет масляную фракцию и уходит
вместе с ней через верх колонны. Паровые подогреватели, расположенные между
точкой питания и верхом колонны, повышают температуру фазы экстракта (раство­
ра деасфальтизата) и тем самым снижают растворимость масла в пропане. Вследствие
этого часть масла выпадает из этой фазы, создавая орошение. Орошение увеличива­
ет четкость разделения между масляной фракцией и фракциями асфальтенов и смол
остаточного сырья. Фаза асфальтенов и смол, уходящая снизу колонны, представляет
собой рафинат, а смесь пропана и масла, отбираемая сверху, — экстракт
*.
Система регенерации пропана, как и во всех процессах экстракции, устроена го­
раздо сложнее и требует значительно больших эксплуатационных затрат, чем секция
экстракции. Пропан из рафинатной и экстрактной фаз извлекают с помощью двух­
ступенчатых испарительных систем либо регенерацией в сверхкритических услови­
ях. Первые ступени систем испарительной регенерации работают при давлениях,
1 Автор использует термины «экстракт» и «рафинат». В пашей технической литературе эти термины
обычно используются только применительно к процессам очистки масляных фракций селективными рас­
творителями.
—
Примеч. науч. ред.

3
5
2
Г
л
а
в
а
1
5
.
К
о
м
п
о
н
е
н
т
ы
с
м
а
з
о
ч
н
ы
х
м
а
с
е
л
Рис. 15.1 . Схема типичной установки пропановой деасфальтизации

15.3 . Повышение индекса вязкости и селективная очистка
353
достаточно высоких для конденсации паров пропана охлаждающей водой в качестве
теплоносителя. В испарителе высокого давления рафината значительные трудности
могут создавать вспенивание рафината и унос битума деасфальтизации. Для нивели­
рования этих явлений испарительную колонну эксплуатируют при температуре около
550 °F (290 °C), достаточной для удержания вязкости битума на приемлемом уровне.
Вторая ступень отпаривает остатки пропана из рафината и экстракта при давле­
нии, близком к атмосферному. Извлеченный пропан компримируют и конденсиру­
ют, после чего возвращают в аккумулятор.
Колонна пропановой деасфальтизации работает при давлении, достаточно высо­
комдля удержания растворителя в жидкой фазе. Обычно это около 500psig (3448 кПа).
Битум, извлеченный из рафината, можно подмешивать в тяжелые топлива наряду
с другими остатками или использовать как сырье для установки коксования.
Тяжелый деасфальтизат, полученный из вакуумного остатка, представляет собой
высоковязкое остаточное масло (брайтсток). Этот высоковязкий компонент после
дальнейшей переработки используют для приготовления смазочных материалов для
высоконагруженных механизмов транспортных средств.
15.3. ПОВЫШЕНИЕ ИНДЕКСА ВЯЗКОСТИ
И СЕЛЕКТИВНАЯ ОЧИСТКА
Для извлечения ароматических углеводородов из масляного сырья использу­
ют растворители трех видов, и в каждом случае их регенерация осуществляется
по-разному. Этими растворителями являются фурфурол, фенол и N-метилпирро­
лидон. Цель жидкостной экстракции — улучшение индекса вязкости, окислитель­
ной стойкости и цветовых качеств базового масла, а также снижение склонности
к образованию кокса и нагара, достигаемое отделением ароматической фракции
от нафтеновой и парафиновой фракций сырья.
15.3.1. Очистка фурфуролом
Установки очистки фурфуролом и пропановой деасфальтизации имеют схожие
технологические схемы, за исключением секции регенерации растворителя, кото­
рая в первом случае устроена сложнее. Масляное сырье при температуре, зависящей
от вязкости сырья, подается в противоточный экстрактор непрерывного действия;
чем выше вязкость сырья, тем выше должна быть его температура. Экстрактор обыч­
но представляет собой насадочную колонну с кольцами Рашига или роторно-диско­
вый контактор с градиентом температур от 60 до 90 °F (от 30 до 50 °C). Температура
вверху колонны выбирается в зависимости от критической температуры растворе­
ния (КТР) масла в фурфуроле и составляет обычно от 220 до 300 °F (от 105 до 150 °C).
Фаза масляного сырья является сплошной; через нее движется вниз фаза, диспер­
гированная в фурфуроле. Для улучшения четкости разделения осуществляется ре­
циркуляция экстракта с кратностью 0,5:1.
Кратность фурфурола к сырью выбирается в пределах от 2:1 для легкого сырья
До 4,5:1 для тяжелого. Скорость потерь растворителя обычно составляет менее

354
Глава 15. Компоненты смазочных масел
0,02 %масс. от скорости рафината и экстракта . Фурфурол лепсо окисляется, и для
уменьшения окисления и полимеризации его хранят под защитным слоем инертно­
го газа. Для удаления растворенного кислорода из сырья иногда применяют деаэра­
ционные колонны. Фурфурол подвержен термическому разложению, и наружные
температуры предназначенных для него теплообменников должны тщательно кон­
тролироваться, чтобы предотвратить полимеризацию фурфурола и загрязнение те­
плообменных поверхностей.
Фурфурол извлекают из рафината и экстракта однократным испарением и отгон­
кой паром. Фурфурол образует азеотропную смесь с водой, из-за чего приходится
применять уникальную систему его регенерации. Фурфурол очищают в испаритель­
ной колонне, с верха которой отбираются пары азеотропной смеси воды и фурфу­
рола. После конденсации эта смесь разделяется на два слоя: обогащенный водой
и обогащенный фурфуролом. Фурфурольный слой используют для орошения испа­
рительной колонны. Фурфурол из слоя, обогащенного водой, выделяют отгонкой
паром. Головные пары отгонной колонны конденсируют и возвращают в сепаратор
фурфурола и воды. Нижний продукт отгонной колонны представляет собой чистый
фурфурол, который направляют в аккумулятор растворителя.
Важнейшими рабочими параметрами установки очистки фурфуролом являются
кратность последнего к сырью, температура экстракции и кратность рециркуляции
экстракта. Кратность фурфурола оказывает наибольшее влияние на качество и выход
рафината. Температуру экстракции выбирают исходя из вязкости и критической тем­
пературы растворения масляного сырья. Кратность рециркуляции экстракта в не­
которой степени определяет избирательность и четкость отделения ароматических
фракций от нафтеновых и парафиновых.
15.3.2. Очистка фенолом
Процессы очистки фенолом и фурфуролом схожи, но различаются секциями реге­
нерации растворителя: извлекать фенол легче, чем фурфурол.
В среднюю часть экстракционной колонны подаютдистиллятное идидеасфальтизи­
рованное масляное сырье, в верхнюю — фенол . Фаза, обогащенная маслом, поднимает­
ся по колонне, обогащенная фенолом — опускается. Тарелкиили насадка обеспечивают
плотный контакт между фазами. На некоторых более современных установках очист­
ки фенолом контакт фаз осуществляется в роторно-дисковых контакторах (РДК) или
центробежных контакторах. Как РДК, так и центробежные контакторы обладают пре­
имуществом разделения значительно меньших объемов сырья. Таккак все НПЗ, произ­
водящие смазочные материалы, работают по схеме поочередной выработки (т. е. за один
раз перерабатывают один вид сырья), меньшие необходимые объемы производствен­
ных запасов сырья дают возможность переключаться с одного вида сырья на другой,
давая минимальные потери как по времени, так и по бракованной продукции.
Экстракционную колонну и РДК эксплуатируют при температурном градиенте,
улучшающем четкость разделения посредством внутреннего орошения. Фенол по­
дают в колонну при более высокой температуре, чем масляное сырье. Температура
фазы, обогащенной фенолом, снижается по мере продвижения ее вниз по колон­
не; снижается также растворимость масла в этой фазе. Масло, выпадающее из фазы,

15.3. Повышение индекса вязкости и селективная очистка
355
меняет направление движения и поднимается вверх по колонне, создавая внутрен­
нее орошение. Температуру вверху колонны поддерживают на уровне несколько
ниже критической температуры растворения (КТР) масла в феноле, внизу колон­
ны — обычно примерно на 20 °F (10 °C) ниже, чем вверху.
Фенол растворяет часть парафиновых и нафтеновых, а также ароматических угле­
водородов. В фенол в количестве 3—8 %об. обычно добавляют воду, действующую
как антирастворитель. Аналогичное действие оказывает снижение температуры ре­
акции. Увеличение содержания воды или снижение температуры экстракции повы­
шают выход рафината.
Важными рабочими параметрами экстракционной колонны являются:
• кратность фенола к сырью;
• температура экстракции;
• расход фенольной воды (% от массы фенола).
В зависимости от качества и вязкости сырья и требуемого качества продукта крат­
ность фенола к сырью выбирают в пределах от 1:1 до 2,5:1. Повышение кратности
фенола к данному сырью увеличивает индекс вязкости и снижает выход продукта.
Фенол извлекают из рафината и экстракта с помощью перегонки и последующей от­
гонки газом или водяным паром. Потери фенола составляют в среднем 0,02-0,04 %
от объема циркулирующего растворителя.
15.3.3. Экстракция N-метилпирролидоном
В этом процессе из дистиллятного и высоковязкого остаточного масляного сырья
растворением' в N-метилпирролидоне удаляют ароматические углеводороды с кон­
денсированными кольцами и полярные компоненты. Процесс был разработан как
замена экстракции фенолом. Это было обусловлено тем, что применение фенола со­
пряжено с вопросами безопасности, охраны труда и окружающей среды. При пе­
реводе установки экстракции фенолом на N-метилпирролидон в ее конструкцию
приходится вносить некоторые изменения, так как N-метилпирролидон и фенол не­
сколько различаются по свойствам. Так, N-метилпирролидон имеет более высокую
температуру кипения (40 °F, или 22 °C), более низкую температуру плавления (115 °F,
или 64 °C), в неограниченных количествах смешивается с водой, не образует с ней азе­
отропные смеси и имеет на 69 % более низкую вязкость при 122 °F (50 °C), чем фенол.
Ларис. 15.2 [1] показана упрощенная схема процесса с регенерацией растворителя од­
нократным испарением и отгонкой паром при давлениях выше атмосферного.
N-метилпирролидон из выходящего отгоночного пара улавливается в абсорбе­
ре абсорбцией частью дистиллятного или деасфальтизированного масляного сырья.
Насыщенный абсорбент, выходящий из абсорбера, соединяют с остальной частью
сырья, подогретой до требуемой температуры, и подают в нижнюю секцию экстрак­
ционной колонны. В верхнюю секцию колонны поступает горячий растворитель.
Фазы, обогащенные N-мегилпирролидоном и маслом, по мере продвижения по ко­
лонне перемешиваются каскадными тарелками специальной конструкции.
Растворитель удаляют из рафината и экстракта испарением и отгонкой паром.
Коэффициент регенерации N-метилпирролидона лучше, чем у фенола, и потери со­
ставляют лишь 25—50 % от потерь фенола.

3
5
6
Г
л
а
в
а
1
5
.
К
о
м
п
о
н
е
н
т
ы
с
м
а
з
о
ч
н
ы
х
м
а
с
е
л
Рис. 15.2 Установка очистки Ы-метилпирролидоном с регенерацией растворителя отгонкой паром

15.5 . Депарафинизация
357
Меньшая вязкость N-метилпирролидона позволяет увеличить пропускную спо­
собность экстракционной колонны при заданных ее габаритах.' Это снижает капи­
тальные затраты на сооружение новой установки и до 25 % повышает пропускную
способность при реконструкции существующей фенольной установки.
Требуемая кратность растворителя при том же сырье и качестве продукта такая же,
как при очистке фенолом, но выход рафината для N-метилпирролидона в среднем
на 3-5 % выше.
15.4. ПОВЫШЕНИЕ ИНДЕКСА ВЯЗКОСТИ
И ГИДРОКРЕКИНГ
К компонентам масляных фракций, имеющим высокие индексы вязкости, отно­
сятся моноциклические нафтены и изопарафины (табл. 15.1) [7, И]. Гидрокрекинг
вакуумных газойлей повышает концентрацию парафинов и индекс вязкости масля­
ного сырья [8], причем с ростом глубины гидрокрекинга количество, моноцикличе-
ских нафтенов и изопарафинов повышается. Высокая глубина превращения, низкая
удельная скорость подачи сырья и низкаятемпература реакции улучшают гидрирова­
ние полициклических ароматических углеводородов до полициклических нафтено­
вых, разрыв колец последних и изомеризацию нормальных парафинов [11J.
Таблица 15.1
Индексы вязкости углеводородов
Тип углеводорода
Индекс вязкости
Нормальные парафины
175
Изопарафины
155
Моноциклические нафтены
142
Нафтены с двумя и более кольцами
70
Ароматические углеводороды
50
Источник: см. 17].
15.5. ДЕПАРАФИНИЗАЦИЯ
Из всех компонентов масла (за исключением тех, которые получены из срав­
нительно малочисленных марок высоконафтеновой нефти) должны быть удалены
высокоплавкие парафиновые углеводороды (или просто парафин). Это нужно для
того, чтобы масло при температуре окружающей среды обладало требуемыми ха­
рактеристиками текучести. Депарафинизация — один из важнейших и труднейших
процессов в производстве смазочных масел. Сегодня применяют процессы депара­
финизации двух типов. В одном из них с помощью охлаждения кристаллизуют пара­
фин и фильтрованием отделяют твердый парафин от разбавленного раствора сырья.
Другой тип процессов — гидрокаталитическаядепарафинизация (избирательный ги­
дрокрекинг) с крекированием молекул парафина до легких углеводородов.

358
Глава 15. Компоненты смазочных масел
15.5.1. Депарафинизация кристаллизацией
с использованием растворителей
В Соединенных Штатах в процессах депарафинизации применяют два основных
вида растворителей: пропан и кетоны. В некоторых других странах применяют также
смеси дихлорэтана с метиленхлоридом. В кетоновых процессах используются смеси
метилэтилкетона (МЭК) с метилизобутилкетоном (МИБК) либо толуолом. Раство­
рители действуют какразбавители высокомолекулярных масляных фракций, снижа­
ющие вязкость смеси и создающие объем жидкости, достаточный для прокачивания
и фильтрования. Технологические операции в”процессах для разных типов раство­
рителей достаточно схожи, различаясь лишь оборудованием секций кристаллизации
и регенерации. Примерно в 85 % установках депарафинизации в качестве раствори­
теля используются кетоны, в остальных 15 % — пропан. Сравнительные достоинства
и недостатки процессов приведены далее [4].
15.5.2. Пропан
1. Широко доступен, менее дорог и легче регенерируется.
2. Кристаллизацию парафина можно осуществлять с помощью испарения раство­
рителя, что снижает капитальные и эксплуатационные затраты при использовании
скребковых кристаллизаторов.
3. Низкая вязкость при крайне низких температурах позволяет проводить филь­
трование при высоких скоростях.
4. Присутствие асфальтенов и смол в сырье исключено.
5. Значительная разность между температурами фильтруемости и застывания го­
товых масел (25-45 °F, или 5-25 °C).
6. Для увеличения скорости фильтрования нужны присадки, способствующие об­
разованию более крупных кристаллов.
15.5.3. Кетоны
1. Малая разность м ежду температурами фильтруемости и застывания депарафи­
нированных масел (9—18 °F, ил 5—10 °C):
а) возможность обеспечения более низких температур застывания;
б) лучшая рекуперация тепла в теплообменниках;
в) для кристаллизации требуются менее низкие температуры охлаждения.
2. Быстрое охлаждение. Для улучшения технологических операций может приме­
няться резкое охлаждение.
3. Высокие скорости фильтрования, но меньшие, чем для пропана.
15.5.4. Депарафинизация в кетоновом растворе
В наиболее широко распространенных процессах в качестве растворителей при­
меняются смеси МЭК с толуолом и МИБК. Вначале использовали смесь МЭК с бен­
золом, но из-за опасности бензола для здоровья и его высокой стоимости она была

15.5 . Депарафинизация
359
вытеснена смесью МЭК с толуолом. Смеси МЭК с МИБК менее опасны для здоро­
вья, чем применявшиеся ранее составы. Упрощенная технологическая схема процес­
са показана на рис. 15.3.
Масляное сырье, прошедшее очистку экстракцией, разбавляют растворите­
лем. Затем смесь охлаждают в скребковых теплообменниках и кристаллизаторах .
По мере прохождения смеси через теплообменники и кристаллизаторы ее темпе­
ратура снижается и происходит кристаллизация парафина, поэтому для обеспе­
чения прокачиваемости в сырьевую смесь добавляют дополнительное количество
растворителя. Теплоносителем в теплообменниках служит холодный фильтрат, вы­
ходящий из вакуумных фильтров, в кристаллизаторах — хладагент, обычно про­
пан. Холодная суспензия поступает в барабанные вакуумные фильтры, где из нее
удаляется кристаллический парафин. Фильтрационный осадок промывается хо­
лодным растворителем. В свободных от жидкости частях фильтров под небольшим
избыточным давлением непрерывно циркулирует инертный газ, который в числе
прочего отдувает парафиновую корку с подушек фильтров, прежде чем она дойдет
до скребка барабана фильтра.
Растворитель из фильтрата и раствора гача извлекают подогревом идвухступенча­
тым испарением с последующей отгонкой паром.
Вода, попадающая в систему при отгонке паром, непрерывно удаляется разделе­
нием фаз и перегонкой. Пары с верха отгонных колонн соединяются и конденси­
руются. Конденсат поступает в декантатор-отстойник, где разделяется на две фазы:
водную, содержащую около 3,5 %мол. кетонов, и кетоновую, содержащую около
3 %мол. воды. Кетоновая фаза подается как флегма на верх колонны обезвожива­
ния, водная-^фаза — в колонну отпарки кетона . Вода, остающаяся после отгонки
кетона острым паром, отбирается с низа колонны и направляется в систему пере­
работки сточных вод.
Продукты установки депарафинизации — депарафинированное масло и парафи­
новый гач. Масло направляют на доочисткудляулучшения цвета и цветовой стабиль­
ности. Гач используют как сырье для каталитического крекинга либо обезмасливают
и сбывают как технический парафин.
15.5.5. Процесс депарафинизации
«Дилчилл»
Процесс депарафинизации «Дилчилл» разработан компанией ExxonMobil. Это мо­
дификация кетонового процесса, в которой применяется резкое охлаждение пара­
финистого масляного сырья прямым впрыскиванием очень холодного растворителя
в кристаллизатор «Дилчилл», представляющий собой смеситель с высокой скоро­
стью перемешивания. Процесс характеризуется образованием более крупных кри­
сталлов парафина, чем в скребковых кристаллизаторах. При этом можно достичь
более высоких скоростей фильтрования и лучшего отделения масла, что снижает
капитальные и эксплуатационные затраты и повышает выход депарафинированно­
го масла. Скребковые теплообменники исключаются из схемы, но кристаллизаторы
по-прежнему необходимы .

3
6
0
Г
л
а
в
а
1
5
.
К
о
м
п
о
н
е
н
т
ы
с
м
а
з
о
ч
н
ы
х
м
а
с
е
л
Холодный
Рис. 15.3 . Схема процесса депарафинизации «Дилчилл», разработанного ExxonMobil [\]

15.5. Депарафинизация
361
15.5.6. Депарафинизация в пропановом растворе
Пропановая депарафинизация отличается от кетоновой тем, что пропан одно­
временно выполняет функции разбавителя и хладагента для прямой кристаллиза­
ции. Как разбавитель он разбавляет масляное сырье настолько, чтобы оно оставалось
жидким, и действует как носитель после кристаллизации парафина. Как хладагент
пропан охлаждает масляное сырье, испаряясь из смеси пропана с сырьем в испа­
рительных аппаратах попеременного действия. Скорость охлаждения составляет
в среднем около 3 °F (1,5 °C) в минуту, снижаясь с 7 °F (4 °C) в минуту в начале цикла
охлаждения до 2 °F (1 ’С) в конце. При депарафинизации в пропановом растворе ско­
рость охлаждения ограничивают, чтобы избежать резкого охлаждения, приводяще­
го к неудовлетворительному образованию и росту кристаллов парафина. Требуемая
кратность пропана к сырью зависит от вязкости сырья и изменяется от 1,5:1 для лег­
кого сырья до 3:1 для тяжелого [5].
Парафинистое сырье смешивают с пропаном, охлаждают примерно до 80 °F
(27 °C) и под давлением, достаточным для исключения испарения пропана, по­
дают в промежуточную емкость. Из этой емкости смесь поступает в один из двух
попеременно действующих кристаллизаторов, где за счет испарения пропана ох­
лаждается с контролируемой скоростью. Охлаждение порции смеси до требуемой
температуры занимает около 30 минут. Затем полученная суспензия выгружается
в барабанный фильтр. Длительность циклов подобрана следующим образом: пока
один кристаллизатор находится в режиме охлаждения, второй выгружается в бара­
банный фильтр и вновь заполняется теплой пропан-сырьевой смесью из промежу­
точной емкости.
В барабанных фильтрах происходит отделение парафина от масла. Находящий­
ся на фильтре осадок промывают холодным пропаном, чтобы получить как можно
больше фильтрата. Для отдувки осадка используют холодные пары пропана.
Основную часть пропана из депарафинированного масла и гача извлекают подо­
гревом примерно до 320 °F (160 °C) и испарением при давлении, достаточно высо­
ком для конденсации паров нефтезаводской охлаждающей водой. Остатки пропана
извлекают испарением при пониженном давлении и последующей отгонкой паром.
Пропан из испарителя низкого давления компримируют, конденсируют и возвраща­
ют в сборник.
В парафинистое масляное сырье зачастую добавляют такие присадки, как Para­
flowTM (полимер метакрилата), способствующие образованию более крупных кристал­
лов парафина. Количество добавляемой присадки обычно составляет 0,05—0,2 %об.
Это позволяет увеличить скорость фильтрования и работать с более плотным осад­
ком, из которого легче вымывается масло.
15.5.7. Избирательный гидрокрекинг
Существуют два типа процессов избирательной гидрокаталитической депарафи­
низации масел. В первом из них применяется лишь один катализатор для снижения
температуры застывания (потери текучести), во втором — два катализатора, способ­
ствующие снижению температуры потери текучести и улучшению окислительной
стабильности продукта [9,10].

362
Глава 15. Компоненты смазочных масел
Для снижения температуры застывания в процессах обоих типов используют­
ся синтетические формоселективные цеолитные катализаторы, избирательно кре­
кирующие нормальные и слаборазветвленные парафины. Цеолиты с диаметром
пор около 6 А обеспечивают высокие скорости крекинга нормальных парафинов;
при увеличении содержания разветвленных парафинов скорость крекинга быстро
падает.
Процесс депарафинизации компонентов масел, разработанный компанией
ExxonMobil, происходит в реакторе с неподвижным слоем при участии катализаторов
двух типов. По технологической схеме установка схожа с установкой гидроочистки.
Глубина крекинга контролируется температурой на выходе из печи (т. е. температу­
рой в реакторе). Метан и этан при реакции практически не образуются . Аналогич­
ный процесс компании British Petroleum (ВР) дают пропан, бутан и пентан в массовой
пропорции 2:4:3. Условия реакции в процессах ExxonMobilи ВР примерно одинаковы
и изменяются в следующих пределах:
Температура в реакторе, °F (°C)
560-700 (290-370)
Давление в реакторе,psig (кПа)
300-2000 (2070-13 800)
Парциальное давление Н2, psig (кПа)
250-1500 (1725-10 340)
Скорость циркуляции газа, н. куб . футов на баррель (н. м3/т)
500-5000 (100-1000)
Расход Н2, н. куб. футов на баррель (н. м’/т)
20-40 (100-200)
Выход депарафинированного масла с той же температурой потери текучести
из аналогичного сырья на 0—15 % выше, чем при депарафинизации с использовани­
ем растворителей. Повышенный выход объясняется тем, что при депарафинизации
с применением растворителей масло труднее отделять от парафина.
Сырьем для установки избирательной гвдрокаталитической депарафинизации
служит продукт установок экстракции ароматических углеводородов, получаемый
очисткой растворителями. К числу преимуществ над обычными процессами депара­
финизации с использованием растворителей относятся:
1) получение из парафинистого сырья компонентов масел с очень низкими тем­
пературами застывания и помутнения;
2) более низкие капитальные затраты;
3) повышенный выход базовых компонентов масел;
4) отсутствие необходимости отдельной операции гидродоочисгки.
15.6. ГИДРОДООЧИСТКА
Гидроочистка нужна для удаления химически активных соединений, влияющих
на цвет и цветовую стойкость депарафинированных компонентов масел. В боль­
шинстве процессов гидроочистки в качестве катализатора применяется молибдат
кобальта. Глубина процесса определятся целевыми требованиями к улучшению
цветовых качеств. Цвет и цветовая стойкость масел сильно ухудшаются органиче­
скими соединениями азота, и основная цель процесса — их удаление [4]. Схема

Литература
363
процесса такая же, как у типичных установок гидроочистки. Типичные интервалы
рабочих условий следующие:
Температура в реакторе, °F (°C)
400-650 (200-340)
Давление в реакторе, psig (кПа)
500-800 (3450-5525)
Удельная объемная скорость переработки, ч~‘
0,5-2,0
Скорость циркуляции Н2, н. куб . футов на баррель (н. м3/т)
500 (100)
Выход гидродоочищенного масла составляет обычно около 98 % от депарафини­
рованного масляного сырья.
15.7. КОНТАКТНАЯ ДООЧИСТКА ГЛИНАМИ
На многих старых заводах по производству компонентов масел стабильность мо­
торных масел улучшают контактной очисткой с активированными глинами при
повышенных температурах. Полярные соединения (ароматические углеводороды
и соединения серы и азота) адсорбируются глиной и удаляются фильтрованием. Экс­
плуатационные ограничения и трудность утилизации отработанной глины вызыва­
ют необходимость замены контактной доочистки глинами процессом гидроочистки.
15.8. ВОЗДЕЙСТВИЕ НА ОКРУЖАЮЩУЮ СРЕДУ
Жесткие экологические ограничения и нормы пробега новых автомобилей сфор­
мировали растущий спрос на всесезонные моторные масла, характеризующиеся
низкими показателями летучести и расхода, а также пониженной скоростью загусте­
вания из-за окисления при эксплуатации . Как следствие, такие масла имеют повы­
шенный расход топлива. Всё труднее получать масла, очищаемые растворителями
и при этом отвечающие новым стандартам. Поэтому растворители постепенно вы­
тесняются маслами, полученными гидрокрекингом, а также поли-а-олефиновыми
маслами (ПАО), особенно такими всесезонными маслами пониженной вязкости, как
5Ж-30иЮЖ-30[11].
Маловязкие всесезонные масла обычно смешивают с маловязкими минеральны­
ми, имеющими высокую летучесть и склонными к высокому расходу и быстрому
загустеванию вследствие окисления при эксплуатации. Получение базовых компо­
нентов масел гидрокрекингом с последующей очисткой растворителями для удале­
ния частично крекированных ароматических соединений [7] — более экономичный
способ, чем производство поли-а -олефинов [12].
ЛИТЕРАТУРА
1. Bushnell, J.D . andFiocco, R.J ., Hydrocarbon Process. 59(5), pp. 119—123,1980.
2. Asseff, P.A, Petroleum Additives and Their Functions, April 1966, Lubrizol Corp., Cleveland.

364
Глава 15. Компоненты смазочных масел
3. Sequeria, A, Preprints Div. Petro. Chem., Amer. Chem. Soc. Meeting, Washington, D.C ., Au­
gust 23-28, 1992, pp. 1286-1292.
4. Soudel, M., Hydrocarbon Process. 55(12), pp. 59—66,1974.
5. Nelson, W.L., Petroleum Refining Engineering, 4th ed., McGraw-Hill Book Co., New York, 1958,
pp. 62—70.
6. Rhodes, AK., OilGasJ. 91(1), pp. 45-51,1993.
7. Ushio, M. et al., Preprints Div. Petro. Chem., Amer. Chem. Soc. Meeting, Washington, D.C.,
August 23-28,1992, pp. 1293-1302.
8. Rossi, A, Preprints Div. Petro. Chem., Amer. Chem. Soc. Meeting, Washington, D.C ., August
23-28,1992, pp. 1322-1336.
9. Hargrove, J.D., Elkes, G.J ., and Richardson, A.H., Oil Gas J. 77(2), pp. 103-105,1979.
10. Smith, K.W ., Starr, W.C., and Chen, N.Y ., OilGasJ. 78(21), pp. 75-84,1980.
11. Yates, N.C., Kiovsky, T.E., and Bales, J.R., Preprints Div. Petro. Chem., Amer. Chem. Soc.
Meeting, Washington, D.C ., August 23—28,1992, pp. 1303—1312.
12. Bushnell, J.D. and Eagen, J.E, Commercial Experience with Dilchill Dewaxing, Presented at
NPRA Meeting, September 11—12, 1975.

Глава 16.
Выработка углеводородного сырья для нефтехимических производств может со­
ставлять существенную часть деятельности современных нефтеперерабатывающих
заводов. В соответствии с назначением и методами получения выделяют три основ­
ныхкласса такого сырья: ароматическиеуглеводороды, ненасыщенные углеводороды
(олефины и диолефины) и насыщенные углеводороды (парафины и циклопарафи­
ны). Ароматические углеводороды вырабатывают на таких же установках катали­
тического риформинга, которые используются для производства высокооктановых
компонентов бензина из тяжелых прямогонных бензиновых фракций. Ароматиче­
скую фракцщр, предназначенную для нефтехимии, концентрируют методами экс­
тракции растворителями. Ненасыщенные углеводороды отчасти можно производить
на установках каталитического крекинга в псевдоожиженном слое, но в основном
их приходится получать из нефтезаводского сырья паровым крекингом (пиролизом)
или полимеризацией низкомолекулярных компонентов.
Чтобы обеспечить лучшую связь с обычными нефтезаводскими операциями,
производство нефтехимического сырья будет рассмотрено в следующем порядке:
1) ароматические углеводороды; 2) ненасыщенные углеводороды; 3) насыщенные
углеводороды.
16.1. ПРОИЗВОДСТВО АРОМАТИЧЕСКИХ
УГЛЕВОДОРОДОВ
Ароматические соединения для нефтехимии можно получать эксплуатацией уста­
новок каталитического риформинга при более высокой глубине превращения, чем
при производстве автомобильного бензина. Высокому выходу ароматических угле­
водородов способствует и высокое содержание нафтенов в сырье, так как деги­
дрирование нафтенов — наиболее эффективная из протекающих при риформинге
реакций, дающая высокий выход ароматических соединений. Рост выхода аромати­
ческих углеводородов с увеличением жесткости условий риформинга иллюстрирует
табл. 16.1 (мерой жесткости условий риформинга является октановое'число неэтили-
рованного продукта по исследовательскому методу (RON)).

Збб
Глава 16. Нефтехимическое сырье
Таблица 16.1
Зависимость выхода ароматических углеводородов от жесткости условий риформинга
RON продукта
Выход ароматических углеводородов, %
90
54
95
60
100
67
103
74
Ароматические углеводороды С6—С8 (бензол, толуол, ксилолы и этилбензол) ши­
роко потребляются нефтехимической промышленностью, причем наибольшим
спросом пользуется бензол. Продукт каталитического риформинга содержит все эти
углеводороды. Разделение его на чистые компоненты осуществляется комбинацией
процессов экстракции растворителями, перегонки и кристаллизации. Кроме того,
бензол как сырье, пользующееся наибольшим спросом, можно получать гидродеал­
килированием излишков толуола и ксилолов, остающихся после удовлетворения ры­
ночного спроса.
16.1.1. Экстракция ароматических углеводородов
растворителями
Для отделения ароматической фракции отдругих углеводородов современные тех­
нологии используют жидкостную экстракцию. На большинстве нефтеперерабатыва­
ющих заводов (НПЗ) США в качестве экстрагента применяются полигликоли или
сульфолан. К полигликолевым относятся процесс Udex, разработанный Dow Chemical
и лицензируемый UOP, и процесс Tetra, лицензируемый отделением Linde компании
Union Carbide. В процессе Tetra применяется тетраэтиленгликоль, а в процессе Udex,
как правило, — диэтиленгликоль, хотя могут использоваться также дипропилен-
гликоль и триэтиленгликоль. Процесс Sulfolane был изначально разработан группой
Royal Dutch/Shell и сейчас лицензируется по всему миру компанией UOP. В качестве
растворителя в нем используется сульфолан (тетрагидротиофен-1,1-диоксид). Упро­
щенная схема процесса показана на рис. 16.1, а.
Растворитель должен обладать следующими важными свойствами [1]:
1) высокая избирательность к ароматическим углеводородам;
2) высокая растворяющая способность (емкость) по отношению к ароматическим
углеводородам;
3) способность образовывать две фазы при приемлемых температурах;
4) способность к быстрому разделению фаз;
5) высокая термостабильность;
6) некоррозионность и инертность.
Первым экстракционным процессом, нашедшим широкое применение, был
процесс Udex, в котором используются полигликоли. Установки Udex все еще про­
должают работать на многих НПЗ США, но с 1963 года на большинстве новых уста­
новок применяются процессы Sulfolane или Tetra (рис. 16.1, б). При одной и той же

1
6
.
1
.
П
р
о
и
з
в
о
д
с
т
в
о
а
р
о
м
а
т
и
ч
е
с
к
и
х
у
г
л
е
в
о
д
о
р
о
д
о
в
3
6
7
углеводородов в процессе Tetra (б)
Рафинат

3
6
8
Г
л
а
в
а
1
6
.
Н
е
ф
т
е
х
и
м
и
ч
е
с
к
о
е
с
ы
р
ь
е
Экстрактор Фильтр
Регенератор
Отпарная
растворителя колонна
Регенерированный
растворитель

16.1 . Производство ароматических углеводородов
369
избирательности сульфолан может растворять примерно в два раза больше арома­
тических углеводородов, чем триэтиленгликоль. Более высокая растворяющая спо­
собность позволяет снизить кратности циркуляции растворителя и уменьшить
эксплуатационные затраты.
Для отделения ароматической фракции от других углеводородов как в полигли­
колевых, так и в сульфолановых процессах применяется комбинация жидкостной
экстракции и экстрактивной перегонки, что обусловлено свойствами полярных рас­
творителей [1—3]. При увеличении концентрации ароматической фракции в рас­
творителе возрастает также растворимость неароматических углеводородов в фазе
экстракта. Это ведет к снижению избирательности растворителя и выводу части не­
ароматических углеводородов вместе с экстрактом в колонну экстрактивной пе­
регонки. Там неароматические углеводороды отгоняются из смеси растворителя
и ароматических углеводородов и возвращаются в экстракционную колонну для соз­
дания орошения. После отгонки неароматических фракций из экстракта извлекают
растворитель, ив нем остается менее 1000 мг/кг(0,1 %масс.) алифатических углево­
дородов (рис. 16.2).
Как правило, глубина извлечения бензола, толуола и ксилолов составляет не менее
99,9; 99,0 и 97,0 % соответственно.
Благодаря высокому сродству полярных растворителей к воде и низкой раствори­
мости в неароматической фазе рафината растворитель отделяют от последней про­
мывкой водой. Воду возвращают в колонну экстрактивной перегонки (процесс Tetra)
или в колонну извлечения экстракта (процесс Sulfolane).
Количество, воды в растворителях тщательно контролируется, что необходимо
для повышения избирательности. Содержание воды в полигликолях поддерживают
в пределах 2—10 %масс., в сульфолане —около 1,5 %масс.
В сульфолановом процессе качество растворителя поддерживают отбором не­
большой части растворителя из рециркулирующего потока и переработкой ее в ре­
генерационной колонне, где из растворителя удаляются высококипящие примеси.
В процессе Tetra примеси из растворителя удаляют фильтрованием и адсорбцией.
Сульфолан и полигликоли имеют низкую термостабильность, поэтомутемперату­
ра наружных поверхностей теплообменного оборудования должна быть ограничена;
в случае сульфолана эта температура должна быть ниже 450 °F (232 °C).
16.1.2. Разделение ароматических углеводородов
Бензол и толуол можно выделить из ароматического экстракта перегонкой. Что
касается ароматических углеводородов С8, их температуры кипения настолько близ­
ки (табл. 16.2), что разделить их только перегонкой трудно, поэтому применяется
сочетание перегонки и кристаллизации. Сначала от суммарных ксилолов отделя­
ют этилбензол, используя для этого трехсекционную ректификационную колонну.
Каждая секция содержит 120 тарелок и имеет высоту около 120 футов (36 м). Сек­
ции соединены так, что действуют как единая ректификационная колонна с 360 та­
релками в общей сложности. Для обеспечения требуемой эффективности разделения
необходима высокая кратность орошения, так как разность между температурами
кипения этилбензола и параксилола составляет всего лишь 3,9 °F (2 °C). Это весьма

3
7
0
Г
л
а
в
а
1
6
.
Н
е
ф
т
е
х
и
м
и
ч
е
с
к
о
е
с
ы
р
ь
е
Рис. 16.2 . Последовательность отделения ароматических углеводородов

16.1 . Производство ароматических углеводородов
371
энергоемкая операция, и при современной стоимости энергии этилбензол обычно
бывает дешевле получать алкилированием бензола этиленом.
Таблица 16.2
Температуры кипения и плавления ароматических углеводородов
Температура кипения Температура плавления
°F
•с
°F
’С
Бензол
176,2
80,1
42,0
5,5
Толуол
231,2
110,6
-139,0
-95,0
Этилбензол
277,1
136,2
- 139,0
-95,0
Параксилол
281,0
138,4
55,9
13,3
Метаксилол
282,4
139,1
- 54,2
-4 7,9
Ортоксилол
291,9
144,4
- 13,3
-25,2
На рис. 16.3 показана типичная последовательность разделения ароматических
углеводородов С8. Выделив этилбензол, от пара- и метаксилола фракционировани­
ем отделяют ортоксилол и более высококипящие ароматические углеводороды С9+.
Ортоксилол кипит при температуре на 9,6 °F (5 °C) выше, чем его ближайший изо­
мер — метаксилол, и его можно экономичным способом отделить в ректификацион­
ной колонне ро 160 тарелками. Верхний продукт этой колонны представляет собой
смесь мета- й параксилола, а нижний содержит ортоксилол и ароматические угле­
водороды С9+. Нижний продукт перерабатывают в редистилляционной колонне
с 50 тарелками, отделяя ортоксилол не менее 99 %-ной чистоты от ароматических
углеводородов С9+.
Для разделения мета- и параксилолов верхний продукт ректификационной ко­
лонны подают на установку Рагех или установку кристаллизационного разделения.
В процессе Рагех компании UOP разделение осуществляется адсорбцией паракси­
лола молекулярными ситами. Адсорбент подбирается такой, чтобы молекулы па­
раксилола задерживались слоем, а молекулы метаксилола проходили бы через него.
Однократной адсорбцией можно уловить до 96 % параксилола [4]. Для сравнения:
кристаллизацией вымораживанием за один проход отделяется 60-65 % параксилола.
Параксилол из адсорбента обычно десорбируют парадиэтилбензолом или смесью
изомеров диэтилбензола. В процессе UOP применяется схема с псевдодвижущимся
слоем адсорбента.
Если разделение мета- и параксилолов осуществляется способом фракционной
кристаллизации, их смесь подается на установку кристаллизационного разделения.
Температура застывания (плавления) параксилола — 55,9 °F (13,3 °C), метаксилола —
минус 54,2 °F (—47,9 °C). Нарис. 16.4 показана упрощенная схема процесса кристал­
лизационного разделения [1].
Ксилоловое сырье обезвоживают, охлаждают примерно до -40 °F (—40 °C) и по­
дают в каскадный кристаллизатор. Охлаждение осуществляется в скребковых те­
плообменниках, хладагентом в которых служит этилен. На первой ступени смесь

Г
л
а
в
а
1
6
.
Н
е
ф
т
е
х
и
м
и
ч
е
с
к
о
е
с
ы
р
ь
е
Рис. 16.3 . Последовательность получения ароматических углеводородов С ,

1
6
.
1
.
П
р
о
и
з
в
о
д
с
т
в
о
а
р
о
м
а
т
и
ч
е
с
к
и
х
у
г
л
е
в
о
д
о
р
о
д
о
в
3
7
3
Рис. 16.4 . Отделение параксилола кристаллизацией

374
Глава 16. Нефтехимическое сырье
охлаждается до —60 °F (—50 °C), на второй — до
—90 °F (-68 °C). Для отделения кри­
сталлического параксилола от маточной жидкости поток из кристаллизатора второй
ступени подают в центрифугу с комбинированным сетчато-сплошным ротором . Ра­
бота этой центрифуги во многом определяет рентабельность процесса, так как от нее
зависят затраты на последующую очистку и суммарная холодильная нагрузка при
разделении [1].
Кристаллический параксилол, выходящий из центрифуги, очищают на ряде сту­
пеней плавления, повторной кристаллизации и центрифугирования. На каждой сту­
пени плавления и повторной кристаллизации температуры повышают, а фильтрат
возвращают на предыдущую ступень. Такая противоточная схема работы дает на по­
следней ступени параксилол высокой чистоты. Фильтрат, обогащенный метаксило­
лом, подается как сырье на установку изомеризации ксилолов или используется для
добавления в бензин.
Если наблюдается повышенный спрос на параксилол, его можно получать изо­
меризацией обогащенного метаксилолом продукта кристаллизатора и ортоксило­
ла редистилляционной колонны. Схема такого процесса аналогична схеме процесса
изомеризации, описанного в главе 10. В нем используется не содержащий благород­
ных металлов цеолитный катализатор, разработанный компанией Mobil.
Обогащенное ароматическими углеводородами сырье смешивают с водородом, по­
догреваютдо 700-800 °F (375-425 °C) и под давлением около 150psig (1034 кПа) подают
в реактор с неподвижным слоем катализатора, не содержащего благородных метал­
лов. Смесь изомеризуется в квазиравновесную смесь орто-, мета- и параксилола [1,5].
После охлаждения ксилолы отделяют в испарительном сепараторе от обогащенного
водородом газа, а затем подают в ректификационную колонну, где их отделяют от дру­
гих углеводородов. Фракцию, обогащенную ксилолом, возвращают на установку отде­
ления параксилола кристаллизацией или используют как сырье установки Рагех.
Производство параксилола увеличивают и с помощью других процессов, в которых
наряду с изомеризацией орто- и метаксилолов используется превращение этилбензо­
ла в ксилолы [1]. Для превращения ароматических углеводородов с двумя и более ато­
мамиуглерода в боковых цепях используют, как правило, двухступенчатые процессы,
причем в первой ступени осуществляется частичное гидрирование, а во второй — де­
гидрирование. Возможно применение одноступенчатого процесса . Катализаторами
служат алюмосиликаты с небольшим содержанием платины либо алюмосиликатные
молекулярные сита, содержащие около 1 % платины. Достигаемая равновесная кон­
центрация параксилола в реакционном потоке составляет около 24 %.
16.1.3. Бензол
Основной источник бензола — каталитический риформинг, но его получают также
гидродеалкилированием толуола. Схема процесса гидродеалкилирования аналогич­
на схеме процесса изомеризации. Сырьем может служить толуол или смесь толуола
и ксилолов. Сырье под давлением 600 psig (4140 кПа) подогревают до 1175 °F (630 °C)
и подают в некаталитический реактор открытого типа с соотношением высота/ди-
аметр не менее 20, в котором при времени пребывания 25—30 с происходит терми­
ческое деалкилирование толуола и ксилолов. На ступени гидрирования выделяется

16.2. Производство ненасыщенных углеводородов
375
большое количество теплоты (22 000 БТЕ на 1 фунт-моль (12 220 кал на 1 г-моль по­
требляемого Н2). Температуру контролируют охлаждением путем подачи водорода
в нескольких точках по высоте реактора. Результатом реакции гидродеалкилирова­
ния является избирательное превращение около 90 % ароматических углеводородов
сырья в продукт, содержащий около 95 % бензола. В небольших количествах обра­
зуются также полимеры, в основном дифенил. В сырье добавляют небольшое коли­
чество сероводорода или сероуглерода, что позволяет исключить катастрофическую
коррозию труб печи. Часть образующегося полимера возвращают на вход реактора,
чтобы предотвратить его накопление [1].
16.2. ПРОИЗВОДСТВО НЕНАСЫЩЕННЫХ
УГЛЕВОДОРОДОВ
Значительные количества олефинов С3 и дает каталитический крекинг в псев­
доожиженном слое, а также некоторые количества олефинов С2 и С; - каталитиче­
ский крекинг и коксование. Однако важнейшим источником широкого ассортимента
ненасыщенных углеводородов для нефтехимических производств является паровой
крекинг газойлей и бензиновых фракций. Этилен получают также термическим кре­
кингом этана и пропана.
Паровой крекинг — это термический крекинг и риформинг углеводородов паром
при низком давлении, высокой температуре и очень коротком времени контакта (как
правило, меиер 1 с).
Углеводородное сырье смешивают с паром в массовом соотношении пар/угле-
водороды 0,2:0,8 и подают в трубчатую печь парового крекинга. Время пребывания
в зоне крекинга составляет от 0,3 до 0,8 с при температуре 1400—1500 °F (760—840 ’С)
и давлении 10-20 psig (69—138 кПа) на выходе змеевика. Поток из печи быстро ох­
лаждают примерно до 600 °F (350 °C), чтобы остановить реакции крекинга и поли­
меризации. В конструкциях современных паровых крекинг -установок для быстрого
снижения выходной температуры с максимальной рекуперацией тепла предусма­
тривается передача тепла в генератор пара или теплообменники с низким перепа­
дом давлений для передачи тепла другим технологическим потокам. Охлажденный
поток из печи подается в колоннупервичного фракционирования, где в соответствии
с интервалами кипения разделяется на газообразный и жидкий продукты. Компри­
мированием и фракционированием при высоком давлении газообразный продукт
разделяют на отдельные компоненты. Продукты, участвующие в низкотемператур­
ной ректификации, для предупреждения образования гидратов должны быть обезво­
жены влагопоглощающими агентами.
Широкий ассортимент линейных олефинов (обычно с числом атомов углеро­
да от 11 до 16) часто производят паровым крекингом парафинов, получаемых при
депарафинизации базовых компонентов смазочных масел. Крекинг осуществляют
в мягких условиях, чтобы до минимумауменьшить образование более высокомолеку­
лярных олефинов. Как и при каталитическом крекинге, реакции благоприятствуют
разрыву парафиновой цепи вблизи центра с образованием одной молекулы парафи­
на и одной молекулы олефина. Типичные рабочие условия приведены в табл. 16.3 [6].

376
Глава 16. Нефтехимическое сырье
Рабочие условия парового крекинга
Таблица 16.3
Бензиновые фракции
Парафин
Температура на выходе из печи, °F (°C)
1100-1650 (730-900)
1100-1200 (595-650)
Давление, psig (кПа)
45 (310)
15-30 (103-207)
Соотношение пар/углеводороды, %масс.
0,3-0,9
0,12-0,15 ‘
Глубина превращения С3, %масс.
60-80
8-10
На качество продукта главным образом влияет чистота сырья. Петролатум (смесь
высокомолекулярных микрокристаллических парафинов), получаемый при депара­
финизации базовых компонентов смазочных масел, на 85—90 % состоит из линейных
и разветвленных парафинов; остальную часть составляют нафтены и ароматические
углеводороды. Последние особенно нежелательны, и до подачи на установку парово­
го крекинга парафиновое сырье должно быть обезмаслено. Выбор сырья с начальной
температурой кипения выше конечной температуры кипения целевого продукта не
только повышает выход целевых олефинов, но и дает возможность отделять их от па­
рафинов сырья перегонкой. Типичный продукт более чем на 80 % состоит из моно­
олефинов и содержит всего лишь несколько процентов олефинов с числом атомов
углерода менее Ии более 16.
Линейные моноолефины дают также несколько каталитических процессов. Такой
способ в целом представляет собой каталитическое дегидрирование в паровой фазе
с последующей экстракцией линейных олефинов из парафиновых углеводородов,
предполагающей адсорбцию в слое твердого адсорбента. Олефины десорбируют угле­
водородами с более низкой температурой кипения, чем у целевого олефина. Это по­
зволяет облегчить отделение олефинов от десорбента. Десорбирующий углеводород
возвращают в секцию экстракции. Конечный продукт примерно на 96 %масс. состо­
ит из линейных олефинов; из последних около 98 % составляют моноолефины. В ли­
нейные олефины превращается около 93 %масс. линейных парафинов сырья [1,7].
16.3. ПРОИЗВОДСТВО НАСЫЩЕННЫХ
УГЛЕВОДОРОДОВ
16.3.1. Нормальные парафины
Нормальные парафины извлекают из нефтяных фракций адсорбцией в паровой
фазе на молекулярных ситах со средним диаметром пор 5 А. На рис . 16.5 показа­
на упрощенная схема процесса Ensorb компании ExxonMobil. Адсорбция происхо­
дит в паровой фазе при давлениях от 5 до 10 psig (от 35 до 69 кПа) и температурах
от 575 до 650 ’F (от 300 до 350 ’С). Продукт десорбируют аммиаком . Непрерывность
процесса достигается попеременной работой двух слоев молекулярных сит с диаме­
тром пор 5 А: пока в одном слое осуществляется адсорбция, в другом происходит

1
6
.
3
.
П
р
о
и
з
в
о
д
с
т
в
о
н
а
с
ы
щ
е
н
н
ы
х
у
г
л
е
в
о
д
о
р
о
д
о
в
3
7
7
Цикл адсорбции
Цикл десорбции
Рис. 16.5 . Схема извлечения линейных парафинов адсорбцией
V

378
Глава 16. Нефтехимическое сырье
десорбция. Загрязняясь продуктами полимеризации, адсорбент постепенно теря­
ет емкость. Его регенерируют контролируемым выжиганием высокомолекулярных
углеводородов. Цикл работы адсорбента между регенерациями чаще всего длится
около 12 месяцев.
Наибольшим спросом нормальные парафины пользуются в производстве биораз­
лагаемых моющих средств, где используются линейные парафины с числом атомов
углерода от И до 14.
16.3.2. Циклопарафины
Цикдопарафины обычно производят гидрированием соответствующего аромати­
ческого соединения. Циклогексан, например, получают гидрированием бензола. Су­
ществует ряд лицензируемых процессов гидрирования бензола [1].
Гидрирование бензола осуществляют на платиновом или скелетном никелевом
катализаторе на алюмооксидном или алюмосиликатном носителе. При реакции ги­
дрирования выделяется большое количество теплоты: около 1150 БТЕ на 1 фунт
(640 ккал на 1 кг) бензола, превращаемого в циклогексан. Температуру в реакторе
контролируют охлаждением с помощью рециркуляции части полученного циклогек­
сана [1].
Тетралин и декалин получают гидрированием нафталина, используя те же катали­
заторы, что и в производстве циклогексана. Наиболее распространенной примесью
в нафталиновом сырье является бензотиофен, вызывающий быструю потерю актив­
ности никелевого и платинового катализаторов. В таких случаях следует применять
кобальт-молибденовый катализатор, предварительно активируемый сульфидирова­
нием [1].
ЛИТЕРАТУРА
1. Thomas, C.L., Catalytic Processes and Proven Catalysts, Academic Press, New York, 1970.
2. Broughton, D.B. and Asselin, G.F., Proceedings of the Seventh World Petroleum Congress, Vol. 4,
pp. 65-73,1967.
3. Hydrocarbon Process. 59(9), pp. 203—204,1980.
4. Mowry, J.R., Handbook ofPetroleum Refining Processes, Meyers, R.A. (Ed.), McGraw-Hill Book
Co., New York, 1986, pp. 10—12.
5. Prescott, J.H ., Chem. Eng., June, pp. 138-140,1969.
6. Schutt, H.C. and Zdonik, S.B., Oil Gas J. 54(7), p. 98, 1956.
7. Hydrocarbon Process. 59(11), p. 185, 1980.

Глава 17. Производство
добавок к топливам
из нефтезаводского сырья
17.1. ПРИМЕНЕНИЕ СПИРТОВ И ЭФИРОВ
В 1970-х годах, когда в Соединенных Штатах обозначился постепенный отказ
от тетраэтилсвинца (ТЭС), для возмещения вызванных этим потерь октанового
числа в автомобильный бензин стали добавлять различные высокооктановые ком­
поненты. Сначала использовали метанол и этанол ввиду их широкой доступности и
длительногсгдрименения. Эти спирты постепенно были заменены или дополнены
различными'эфирами. Применение метил -mpem-бутилового (МТБЭ), этил-терет-
бутилового (ЭТБЭ) и метил-трети-амилового (МТАЭ) эфиров ширилось благода­
ря тому, что они имели лучшие характеристики смешения и сгорания, чем спирты.
Одно из главных преимуществ эфиров над спиртами — меныыие значения давле­
ния паров в смеси (табл. 17 .1). Причина высокого давления спиртов в смеси заключа­
ется в том, что они образуютнизкокипящие азеотропы с некоторыми углеводородами
бензина. Эфиры создают значительно меньше азеотропов, а те, которые образуют­
ся, снижают давление паров, а не повышают его. Сохранение давления паров бен­
зина по Рейду на уровне ниже примерно 8 psi (55 кПа) рассматривается как важный
фактор уменьшения выброса углеводородов в атмосферу. Предполагается, что при
наличии оксидов азота углеводороды под воздействием солнечного света через цепь
сложныххимических реакций образуют озон.
Потенциальные выгоды от добавления оксигенатов в бензин заключаются
в следующем:
1) уменьшается выброс окиси углерода;
2) снижается выброс несгоревших углеводородов;
3) в определенных погодных условиях можно снизить содержание озона в ниж­
них слоях атмосферы в 1устонаселенных районах;
4) октановые числа, необходимые для удовлетворительной работы двигателей,
можно обеспечить без использования ТЭС;
5) большая часть бензинов, получаемых каталитическим крекингом, содержит
сравнительно летучие олефины, такие как изобутилен и изоамилен. Эти компоненты

380
Глава 17. Производство добавок к топливам из нефтезаводского сырья
при испарении активнее других образуют озон. Реакция этих олефинов со спиртами
с образованием эфиров снижает летучесть и повышает октановое число.
Типичные свойства некоторых топливных эфиров и спиртов
Таблица 17.1
МТБЭ ЭТБЭ МТАЭ Метанол Этанол
Октановое число в смеси, (R + М) / 2
109
110
105
118
114
Давление паров по Рейду в смеси, psig
8
4
3
>60
19
Давление паров по Рейду, psig
;8
4
1,5
4,6
2,4
Температура кипения при атмосферном
давлении, °F (°C)
131(55) 161 (72) 187 (86) 148 (64) 173 (78)
Молекулярная масса
88,15 102,18 102,18
32,04
46,07
Содержание О2, %масс.
18,2
15,7
15,7
50,0
33,7
Плотность, 60/60 °F
0,74
0,77
0,77
0,79
0,79
Примечание. Значения в смеси октанового числа и давления паров по Рейду компонентов
незначительно зависят от их концентрации в бензине и состава бензина. В таблице приведены
средние значения по нескольким опубликованным источникам 13—5].
Если говорить о недостатках, то суммарные капитальные и эксплуатационные
затраты на производство метанола из метана и МТБЭ или других эфиров из суще­
ствующих источников изобутилена превышают затраты на переработку изобутилена
в алкилат. Эта разность в затратах значительно увеличивается, если получать изобу­
тилен превращением бутанов или повышением жесткости рабочих условий установ­
ки каталитического крекинга.
Рост выбросов двуокиси углерода и потребления углеводородов составляет
25-50 % в пересчете на галлон топливного продукта. Фактические значения зависят
от того, какое сырье имеется в распоряжении: изобутилен, изобутан или нормаль­
ный бутан.
Примерно с 1990 года региональные и федеральные экологические надзорные
учреждения в Соединенных Штатах начали требовать, чтобы бензин содержал уста­
новленные минимальные количества химически связанного кислорода. Основная
цель этих ограничений заключалась в уменьшении выбросов окиси углерода в ат­
мосферу. Дополнительная потенциальная выгода состояла в снижении количества
атмосферного озона благодаря предположительно более низкой химической актив­
ности результирующих летучих выбросов по сравнению с замещаемыми ими угле­
водородами.
Введение этих ограничений привело к тому, что большинство нефтеперера­
батывающих заводов (НПЗ) стали добавлять в бензин МТБЭ или МТАЭ. Малые
НПЗ обычно приобретают МТБЭ по коммерческим контрактам. На более круп­
ных НПЗ МТБЭ и МТАЭ получают как результат реакции изобутилена или изо­
амилена легкой бензиновой фракции каталитического крекинга с покупным
метанолом.

17.2. Реакции получения эфиров
381
В числе других источников изобутилена можно указать следующие:
1) побочный продукт парового крекинга бензиновых фракций или легких углево­
дородов для производства этилена и пропилена;
2) каталитическое дегидрирование изобутана;
3) превращение /л^е/и-бутилового спирта (ТБС), получаемого как побочный про­
дукт производства оксидов пропилена [1];
4) легкие бензиновые фракции, производимые нефтезаводскими установками
коксования.
Непосредственное добавление этанола широко практикуется в Бразилии и в мень­
шей степени в Соединенных Штатах и Канаде. Этанол для этого получают фермента­
цией сельскохозяйственных продуктов (кукурузы, сахарного тростника и т д.) .
Агентство США по охране окружающей среды (ЕРА) утвердило несколько различ­
ных смесей оксигенатов с бензином, в том числе:
Оксигенат
Номинальное содержание
в бензине, %об.
Максимальное содержание О2
в бензине, %масс.
Этанол
10
3,5
МТБЭ
15
2,7
Метанол + ТБС
4,75 + 4,75
3,5
Верхние пределы содержания кислорода утверждались исходя из опасения, что
при превышении этих пределов увеличивается выброс NOX. Ввиду отсутствия нео­
провержимых данных, подтверждающих эти предположения, пределы за ненужно­
стью могут быТь изъяты из требований [2].
17.2. РЕАКЦИИ ПОЛУЧЕНИЯ ЭФИРОВ
Спирты и изоолефины реагируют с образованием эфиров согласно следующему
уравнению:
R-C=CH2 + 1ЦОН -> R -C -ORj
(17.1)
СН3
В уравнении (17.1) Rp R, и R. представляют различные алкильные группы. Ре­
акции обратимы. Реакции получения эфиров являются экзотермическими, и им
благоприятствуют низкие температуры, поэтому для оптимального превращения ре­
акторы необходимо охлаждать. Температуры в реакторах поддерживают в пределах
140—200 °F (60—93 °C). Давление составляет около 200 psig (1380 кПа) — не более, чем
нужно для пребывания реагентов в жидкой фазе. Реакции промотируют катализато­
рами на кислых ионообменных смолах [6,7].
Суммарная реакция метанола с изоолефином — присоединение метоксильной
группы к ненасыщенному третичному атому углерода. Далее показаны реакции по­
лучения МТБЭ и МТАЭ.

382
Глава 17. Производство добавок к топливам из нефтезаводского сырья
Н3С-С=СН2 + СН3СН Н,С-С-ОСН3
сн3
17.2.2. Метил-трет-амиловый эфир
(17.2)
С СН,
сн3
II
I
(17.3)
Этанол по той же схеме реагирует с изобутиленом, образуя этил-тредг-бутиловый
эфир (ЭТБЭ):
(17.4)
17.3. ПРОЦЕССЫ ПОЛУЧЕНИЯ ЭФИРОВ
В литературе описаны по меньшей мере шесть вариантов промышленных про­
цессов [7-10], каждый из которых можно приспособить для реакции изобутилена
или изоамилена с метанолом или этанолом с получением соответствующего эфира.
Во всех процессах применяется катализатор на кислых ионообменных смолах, ра­
ботающий в условиях контролируемых температур и давлений. Температурный кон­
троль экзотермической реакции важен для максимизации глубины превращения
и минимизации нежелательных побочных реакций и деактивации катализатора. Ре­
акция обычно проводится в две ступени при небольшом избытке спирта, чтобы обе­
спечить глубину превращения изоолефина, превышающую 99 %.
Процессы различаются в основном конструкцией реактора и способом контроля
температуры. По лицензиям поставляют следующие процессы:
1) в адиабатических реакторах неподвижного слоя с нисходящим потоком
жидкой фазы и охлаждаемым внешним контуром рециркуляции для контроля
температуры;
2) в адиабатических реакторах из предыдущего пункта, но с ограниченным испа­
рением на выходе для контроля температуры;
3) на катализаторе в трубах с внешним охлаждением;
4) в кипящем слое с восходящим потоком жидкой фазы и внешним контуром
охлаждения.
Кроме этих вариантов, в некоторых процессах в качестве реактора второй ступе­
ни применяется перегонная колонна со структурированной насадкой, содержащей

17.4 . Выход продуктов
383
катализатор. Один из таких процессов под торговой маркой Ethermax лицензирует
компания UOP [3,8}. Он основан на технологических разработках компаний HuelsAG,
Koch Engineering и UOP. Его упрощенная технологическая схема показана на рис . 17.1.
Приводимое описание процесса основано на варианте производства МТБЭ из изо­
бутилена и метанола.
Изобутилен и метанол в небольшом избытке над стехиометрическим количеством
соединяют с частью потока реактора, рециркулирующей с контролируемой скоро­
стью, охлаждают и подают в верх основного реактора.
Комбинированное сырье и рециркулят находятся в жидкой фазе. В основном ре­
акторе содержится неподвижный слой катализатора на основе катионообменных
смол с частицами в виде небольших шариков. Реагенты движутся вниз, проходя через
слой катализатора, и покидают реактор снизу Поток из основного реактора содер­
жит МТБЭ, метанол, непрореагировавшие олефины С4 и (обычно) некоторое коли­
чество парафинов С4, присутствующих в сырье.
Значительное количество потока охлаждается и возвращается на вход в реактор
с целью поддержания температуры. Остальная часть потока поступает в колонну
фракционирования, имеющую каталитическую секцию. В ней применяется запатен­
тованная компанией Koch технология реакционной дистилляции (РД, англ. RWD),
поэтому эта колонна называется колонной РД. Каталитическая секция, расположен­
ная выше точки ввода сырья, представляет собой структурированную насадку, состо­
ящую из волнистых сетчатых пластин с обычным катализатором МТБЭ между ними.
Метил-терети-бутиловый эфир отбирается как нижний продукт, а пары непрореаги­
ровавшего метанола и изобутилена поднимаются вверх через каталитическую насад­
ку, реагируя ^^образованием МТБЭ.
Одним из достоинств колонны РД является практически полное превращение
изоолефина. Исчерпывающее рассмотрение этой технологии опубликовал Де Гармо
с соавторами [11]. Избыток метанола и непрореагировавшие углеводороды отби­
раются из приемника орошающей фракции колонны РД и подаются в колонну
регенерации метанола, где контактом с водой извлекается избыточный метанол. Ре­
зультирующую смесь метанола и воды перегоняют для отделения метанола, который
затем возвращают в основной реактор.
17.4. ВЫХОД ПРОДУКТОВ
Общая глубина превращения изобутилена в МТБЭ превышает 99%, а метанол по­
требляется практически в стехиометрических количествах. Опубликованы данные по
объемному выходу продуктов [12]:
1,00 барреля изо-С = + 0,43 барреля метанола-> 1,26 баррелей МТБЭ;
1,00 барреля изо-С = + 0,62 барреля этанола->■ 1,44 барреля ЭТБЭ;
1,00 барреля изо-С = + 0,38 баррелей метанола—> 1,25 баррелей МТАЭ;
1,00 барреля изо-С
—
+ 0,55 баррелей этанола -* 1,44 барреля ЭТАЭ.
(17.5)

3
8
4
Г
л
а
в
а
1
7
.
П
р
о
и
з
в
о
д
с
т
в
о
д
о
б
а
в
о
к
к
т
о
п
л
и
в
а
м
и
з
н
е
ф
т
е
з
а
в
о
д
с
к
о
г
о
с
ы
р
ь
я
Рис. 17 .1 . Процесс Ethermax компании UOP

17.5 . Затраты на производство эфиров
385
17.5. ЗАТРАТЫ НА ПРОИЗВОДСТВО ЭФИРОВ
Капитальные затраты можно оценить с помощью рис. 17 .2 и табл. 17 .2 . Опре­
делено, что капитальные и эксплуатационные затраты в большей степени зависят
от суммарного (за вычетом спиртов) углеводородного сырья, чем от пропускной
способности по изоолефиновому сырью или производительности по эфиру. По­
этому для оценки затрат на производство данного количества эфира необходимо
знать содержание изоолефинов в сырье. Например, фракция С4 бензина катали­
тического крекинга содержит, как правило, от 15 до 18 %об. изобутилена. Бензин
С5—430 Т (С.—2 20 ’С) каталитического крекинга содержит примерно 8—12 %об.
изоамилена.
Пропускная способность по углеводородному сырью, тыс. баррелей за рабочие сутки
Рис. 17.2. Капитальные затраты на установку по производству эфиров (см. табл . 17.2)

386
Глава 17. Производство добавок к топливам из нефтезаводского сырья
Затраты на установку по производству эфиров
Таблица 17.2
Вид затрат
Сумма
Учтенные затраты:
1) двухступенчатая реакционная система с колонной МТБЭ и системой
регенерации метанола, аналогичная показанной на рис. 17.1;
2) начальная загрузка катализатора и отчисления;
Неучтенные затраты:
1) обустройство снабжения охлаждающей водой, паром и электроэнергией;
2) предварительное фракционирование сырья;
3) хранение сырья или продукта;
4) переработка рафината для насыщения олефинов или удаления следо­
вых количеств оксигенатов
Расход энергоносителей (на баррель углеводородного сырья за вычетом спиртов):
электроэнергия:
кВтч на баррель сырья
кВтч на метрическую тонну сырья
пар:
фунтов на баррель сырья, 150 psig
кг на метрическую тонну сырья, 1035 кПа
охлаждающая вода:
галлонов на баррель сырья (Д/ = 30 °F)
кг на метрическую тонну сырья (Д/ = 17 °C)
замена катализатора:
долл, на баррель сырья
долл, на метрическую тонну сырья
топливо
1,0
10,0
350
1590
500
1900
0,70
7,00
Не расходуется
Примечание. См. рис. 17.2.
17.6. ПРОИЗВОДСТВО ИЗОБУТИЛЕНА
Изобутилена и изоамилена, которые дают каталитический крекинг и коксование,
хватает лишь для производства оксигенатов (МТБЭ, ЭТБЭ, МТАЭ) в количестве,
эквивалентном содержанию 0,3—0,5 %масс. кислорода в производимом бензине.
Чтобы довести эквивалентное содержание кислорода до требуемых 2,0 %масс., до­
полнительные количества изобутилена производят дегидрированием изобутана со­
гласно следующему уравнению:
СИ3
СН3
Н3С-С-СН3 Н2С=С-СН3+Н2
(17.6)
н

17.6. Производство изобутилена
387
Получаемый изобутилен отделяют от водорода. Затем получают МТБЭ или ЭТБЭ
реакцией изобутилена с метанолом или этанолом согласно описанному выше меха­
низму. Изобутилен также могут использовать для производства изооктена и изооктана.
Реакция является эндотермической (около 53 000 БТЕ/фунт-моль при 1000 °F, или
538 °C). Для достижения приемлемой глубины превращения необходимы сравни­
тельно высокие температуры и низкие давления. Глубина превращения, теоретически
достижимая при предположительном отсутствии побочных реакций, проиллюстри­
рована на рис. 17.3. Показанные величины давления складываются из равновесных
парциальных давлений изобутана, изобутилена и водорода и равны полному давле­
нию на выходе из реактора лишь в том случае, если поток не содержит других ве­
ществ. При современных катализаторах важно ограничить температуру величиной
1100—1200 °F (593—649 °C), чтобы снизить до минимума образование нежелательных
веществ, которые увеличивают затраты на оборудование для последующего разде­
ления. Выход таких веществ может доходить до 5—10 % от массы сырья. В их число
входят в основном метан, этан, этилен, пропан, пропилен, пропадиен, некоторые бу­
таны (из сырья) и бутены 1 и 2.
900
1160
1000 ’К
134ОТ

388
Глава 17. Производство добавок к топливам из нефтезаводского сырья
Возможная альтернатива производству изоолефинов дегидрированием изопара­
финов — изомеризация нормальных олефинов . В настоящее время промышленные
процессы для реализации этой альтернативы находятся на стадии разработки.
17.7. ПРОМЫШЛЕННЫЕ ПРОЦЕССЫ
ДЕГИДРИРОВАНИЯ
Хотя изобутилен можно получать из изобутана термическими некаталитически­
ми процессами, предпочтение отдается каталитическим процессам ввиду их большей
избирательности. На крупнейших НПЗ Северной Америки применяют каталитиче­
ские процессы трех видов: процесс CATOFINкомпании Houdry, процесс STAR компа­
нии ConocoPhillips Petroleum и процесс OLEFLEXкомпании UOP. В России также был
разработан каталитический процесс, который совместно лицензируют итальянская
компания Snamprogetti и российская Ярсинтез.
Глубина превращения в этих процессах при однократном проходе составля­
ет около 50-60 % при избирательности 88—90 %. Это означает, что 88—90 %мол.
превращенного изобутана составляет изобутилен. В каждом из процессов исполь­
зуются разные технологии подвода эндотермической теплоты реакции и регенери­
рования катализатора выжиганием скапливающегося на последнем кокса. Выход
кокса составляет, как правило, менее 0,5 % от массы сырья. Весьма полезное срав­
нение этих процессов провел Мейплс [13]. Далее описаны главные особенности
указанных процессов.
17.8. ПРОЦЕСС CATOFIN КОМПАНИИ HOUDRY
Права на этот процесс, первоначально разработанный компанией Houdry [ 1], в на­
стоящее время принадлежат United Catalysts Inc., а лицензирует его ABB Lummus Crest.
Используются три или более горизонтальных реактора с неподвижным слоем гра­
нулированного катализатора, представляющего собой оксид хрома на алюмооксид­
ном носителе. Реакторы работают параллельно по смещенным временным циклам
в такой последовательности:
1) дегидрирование изобутана в рабочем режиме;
2) продувка паром;
3) подогрев катализатора горячим воздухом и одновременный выжиг кокса, обра­
зовавшегося на этапе 1;
4) удаление остаточного воздуха;
5) возврат в рабочий режим.
Переключение отдельных реакторов синхронизировано так, что процесс в целом
протекает непрерывно. Общая продолжительность цикла зависит от пропускной
способности реакторов и требуемой скорости подачи сырья. Полный цикл может
повторяться на каждом из реакторов два-три раза в час. Порядок операций и пере­
ключение клапанов полностью автоматизированы с применением соответствующей
защитной блокировки.

17.10. Процесс Oteflex компании UOP
389
17.9. ПРОЦЕСС STAR КОМПАНИИ
CONOCOPHILLIPS PETROLEUM
В процессе STAR компании ConocoPhillips Petroleum [5] применяется гранулиро­
ванный катализатор, содержащий благородный металл на алюмооксидном носите­
ле. Катализатор уложен в неподвижный слой в трубах с наружным обогревом для
подвода теплоты реакции. Это позволяет проводить реакцию в изотермических
условиях, что замедляет нежелательные реакции термического крекинга. Через
катализатор вместе с углеводородом пропускается водяной пар. Это снижает пар­
циальные давления реагентов и позволяет достичь большей глубины превращения
при заданной температуре, примерно равной показанной на рис. 17 .2. Пар также
замедляет коксообразование и способствует поддержанию температуры реакции на
постоянном уровне. Использование пара для снижения парциальныхдавлений вме­
сто других газов, например азота, сокращает затраты на последующее разделение
и улавливание, так какпар можно отделить от потока продуктов простым конденси­
рованием. Из -за коксообразования катализатор теряет активность и поэтому требу­
ет периодической регенерации.
Трубчатая реакционная печь имеет многосекционную конструкцию. Это означает,
что в любой момент времени в режиме регенерации находится лишь небольшая часть
реактора. Как следствие, процесс может проводиться непрерывно. Регенерация осу­
ществляется в следующем порядке.
1. Прекращают подачу сырья в секцию, продолжая подавать пар в течение време­
ни, достаточного для выдувания реагентов.
2. Начинают подачу горячего воздуха вместе с паром.
3. Прекращают подачу воздуха, продолжая подавать пар для выдувания воздуха.
4. Возобновляют подачу сырья .
Технологическое оборудование можно экономичным образом скомпоновать так,
что заданное число каталитических труб — пучок «банк» (bank) — в течение пример­
но часа будет находиться в режиме регенерации, и каждый такой пучок будет регене­
рироваться лишь 2-3 раза за сутки.
17.10. ПРОЦЕСС OLEFLEX КОМПАНИИ UOP
Этот процесс, разработанный и лицензируемый UOP [3, 15], представляет собой
дальнейшее развитие двух успешных технологий этой компании:
1) Pacol для получения моноолефинов из парафинов в интервале кипения
керосина;
2) Platforming.
Катализатор содержит платину на уникальной алюмооксидной подложке сфери­
ческой формы. Реакционная секция состоит из трех последовательно соединенных
реакторов, перед каждым из которых есть устройство подогрева сырья, необходимое
для подвода теплоты реакции. Смесь реагентов и рециркулирующего водорода ради­
ально движется через очень медленно опускающиеся слои катализатора. Парциаль­
ное давление водорода поддерживается достаточным для того, чтобы на катализаторе

390
Глава 17. Производство добавок к топливам из нефтезаводского сырья
образовывалось менее 0,02 % кокса от массы углеводородного сырья. Тем самым ин­
тервал между регенерациями катализатора увеличивается до 3—10 суток. Таким об­
разом, оборудование для регенерации катализатора можно полностью остановить на
несколько суток без прерывания производства олефина. Однакодля нормальной рабо­
ты установки катализатор для непрерывной регенерации должен непрерывно переме­
щаться отреактора 1 креактору 2 идалее креактору 3, а затем возвращаться в реактор 1.
17.11. ПРОЦЕСС SNAMPROGETTI-ЯРСМНТЕЗ
Процесс Snamprogetti—Ярсинтез [16], разработанный в бывшем Советском Союзе,
по существу схож с каталитическим крекингом в кипящем слое. Катализатором слу­
жит порошок промотированного оксида хрома. Пары изобутанового сырья и пере­
гретый пар поддерживают в псевдоожиженном состоянии катализатор в реакторе,
где происходит дегидрирование. Отработанный катализатор непрерывно отбирается
из реактора и перемещается в регенератор. В регенераторе с поверхности катализато­
ра выжигается кокс. Перед возвратом в реактор катализатор подогревается .
17.12. ЗАТРАТЫ НА ПРОИЗВОДСТВО
ИЗОБУТИЛЕНА ИЗ ИЗОБУТАНА
Из-за существенной разницы в технологиях процессов относительная разность
между величинами капитальных затрат на одну и ту же установку может доходить
до 100 %. К примеру, установка для получения 9700 баррелей за сутки изобутилена
из 12 000 баррелей за сутки изобугана может обойтись примерно в 112—225 млн долл,
(для условий североамериканского побережья Мексиканского залива по состоянию
на 2005 год). Такой выход продукта предполагает 90%-ную глубину превращения
при 90%-ной избирательности. В затратах учитываются дегидрирование, разделение
и рециркуляция непревращенного изобутана, начальная загрузка катализатора и вы­
платы по лицензионным отчислениям и не учитываются энергоносители, хранение
сырья или продукта, а также изомеризация бутана.
Существенно изменяется и расход энергоносителей. Для условий североамери­
канского побережья Мексиканского залива по состоянию на 2005 год типичная вели­
чина затрат на оплату труда, энергоносители, катализатор и химреагенты составляет
от 5 до 10 долл, на баррель произведенного изобутилена без учета стоимости изобу­
танового сырья.
17.13. ТЕРМИНОЛОГИЯ МЕЖДУНАРОДНОГО
СОЮЗА ТЕОРЕТИЧЕСКОЙ И ПРИКЛАДНОЙ
ХИМИИ (IUPAC)
В нефтеперерабатывающей промышленности принято пользоваться общеупо­
требительными названиями углеводородов и других органических соединений.

Литература
391
Материал этой главы следует той же практике. В табл. 17.3 показаны соответствия
между общепринятыми названиями некоторых эфиров, добавляемых в бензин, и их
же названиями в терминологии IUPAC.
Названия некоторых распространенных эфиров
Таблица 17.3
Сокращение
Общепринятое название
Терминология IUPAC
МТБЭ
Метил-щретп-бугиловый эфир
2-Метил -2 -метоксипропан
ЭТБЭ
Этил-щрет-бугиловый эфир
2-Этил-2-метоксипропан
МТАЭ
Метил-трети -амиловый эфир
2-Метил-2-метоксибуган
ЭТАЭ
Этил-трелг-амиловый эфир
2-Этил-2-метоксибутан
17.14. ПРОИЗВОДСТВО ИЗООКТЕНА И ИЗООКТАНА
В конце 1990-х — начале 2000-х годов американские законодатели сильно обеспо­
коились появлением МТБЭ в грунтовых водах, служащих источником питьевой воды
для общественных и частных нужд. Хотя концентрации МТБЭ были меньше допу­
скаемой ЕРА, их было достаточно, чтобы придавать воде неприятные запах и вкус.
Ряд штатов запретил использовать МТБЭ, а против нефтяных компаний были воз­
буждены судебные дела. Угроза судебных исков и возможного ущерба вызвала по­
всеместный отказ от использования эфиров для восполнения октанового числа
и содержания кислорода в бензиновых смесях. Единственным разрешенным для этих
целей оксигенатом остался этанол.
Оборудование для производства МТБЭ на НПЗ можно реконструировать так, чтобы
изобутилен, из которого обычно получают МТБЭ, превратить в димер, изомеризовать в
изоокген и затем гидрированием последнего получать изоокган. Изоокгановый компо­
нент бензина имеетRON~ 99, MON= 96 и октановое число смешения (SON) около 97,5.
Для полугения изооктена можно применять тот же катализатор на кислых ионо­
обменных смолах, что и для производства МТБЭ, но обычно пользуются аналогич­
ным катализатором, более избирательным к изоокгену. Для превращения изооктена
в изоокган можно построить новый реактор гидрообработки или использовать уже
существующий.
На рис. 17.4 показана упрощенная технологическая схема процесса [17].
ЛИТЕРАТУРА
1. Clark, R.G. et al., Energy Prog. 7(3), pp. 164—169, 1987.
2. OH Gas J. 91(3),$. 46,1993).
3. Gregor, J.H., Bakas, ST, and Vlowetz, M.A., Proceedings of 71st GPA Annual Convention,
pp. 230-235,1992.

3
9
2
П
л
а
в
а
1
7
.
П
р
о
и
з
в
о
д
с
т
в
о
д
о
б
а
в
о
к
к
т
о
п
л
и
в
а
м
и
з
н
е
ф
т
е
з
а
в
о
д
с
к
о
г
о
с
ы
р
ь
я

Литература
393
4. Prezelj, М., Hydrocarbon Process. 66(9), pp. 68—70,1987.
5. Unzelman, G.H., Oil Gas J. April 10, pp. 23—37,1989.
6. Ancillotti, F., J. Cat. 46, pp. 49—57,1977.
7. Des Couriers, J., Etherification ofQ/C, Cuts: Which Route to Choose, NPRA Annual Meeting,
March 25—27,1990, San Antonio.
8. Hydrocarbon Process. 72(3), pp. 193—195,1993.
9. Pescarollo, E., Trotta, R., and Sarathy, P.R., Hydrocarbon Process. 72(2), pp. 53-59,1993.
10. Rock, K.L ., Dunn, R.O. and Makovec, D.J ., Proceedings of 70th GPA Annual Convention,
pp. 222-241, 1991.
11. DeGarmo, J.L ., Parulekar, V.N., and Pinjola, V., Chem. Eng. Prog. 3, pp. 43—50,1992.
12. Piel, W.J ., OilGasJ. 87, December4, pp. 40—43,1989.
13. Maples, R.E., Petroleum Refinery Process Economics, PennWell Publishing Co., Tiilsa, OK, 1993.
14. Dunn, R.O., Brinkmeyer, F.M ., and Schuette, G.F ., The Phillips Steam Active Reforming
(STAR) Process, NPRA Annual Meeting, March 22—24, 1992, New Orleans.
15. Hydrocarbon Process. 72(3), p. 171, 1993.
16. Sarathy, P.R. and Suffridge, G.S., Hydrocarbon Process. 72(2), pp. 43-51,1993.
17. Sloan, H.D. et al., Iso-octane Production from C/s as an Alternative to MTBE, NPRA Annual
Meeting, March 26—28,2000.

Глава 18. Оценка затрат
Хотя подробное рассмотрение методов оценки капитальных затрат не входило
в сферу задач этой книги, некоторые разъяснения все же будут уместны. Оценки ка­
питальных затрат на промышленные технологические установки подразделяются:
1) на эмпирические;
2) оценки на основе кривых затрат;
3) оценки по затратам на основное оборудование;
4) сметные.
Оценки капитальных затрат, представленные в этой книге, относятся ко второму
виду — оценкам на основе кривых затрат.
18.1. ЭМПИРИЧЕСКИЕ ОЦЕНКИ
В большинстве случаев эмпирические оценки представляют собой лишь прибли­
женные величины затрат и выражаются в виде фиксированных затрат на единицу
сырья или продукта. Вот некоторые примеры .
1. Угольная электростанция: 3250 долл, на 1 кВт вырабатываемой мощности.
2. Завод синтетического аммиака; 260 тыс. долл, на 1 тонну аммиака за сутки.
3. Нефтеперерабатывающий завод: 33 тыс. долл, на 1 баррель перерабатываемой
нефти за сутки.
Такие эмпирические коэффициенты полезны для быстрых приблизительных оце­
нок. Они неявно подразумевают множество предположений, и средние отклонения
от действительных величин затрат часто могут превышать 50 %.
18.2. ОЦЕНКИ НА ОСНОВЕ КРИВЫХ ЗАТРАТ
Метод оценки на основе кривых затрат устраняет главный недостаток метода эмпи­
рических оценок, отражая значительное влияние на затраты размеров или мощности
предприятия. Эти кривые показывают, что затраты на аналогичные технологические
установки или заводы связаны с их мощностями формулой следующего вида:
Затраты на завод Л / Затраты на завод В —
= Мощность завода Л / (Мощность завода В)х.
(18.1)

18.3. Оценки по затратам на основное оборудование
395
О соотношении такого вида сообщил Ланг [1], предложивший среднее значение
X = 0,6 для показателя экспоненты. Другие авторы дали дальнейшее описание этой
зависимости [2, 3]. Кривые подобных затрат для нефтеперерабатывающей промыш­
ленности были представлены еще раньше [4,5].
Из представленных здесь кривых исключены некоторые элементы затрат, такие
как энергоносители, хранилища, общезаводское хозяйство и затраты, зависящие
от местоположения. Для оценки затрат по этим пунктам приводятся отдельные
данные. В целях повышения точности даются описания элементов, включаемых
в оценку затрат.
Важно отметить, что большинство кривых затрат имеют показатель экспоненты,
несколько отличающийся от предложенного Лангом значения X = 0,6. Некоторые
графики, построенные в логарифмическом масштабе, имеют кривизну; это свиде­
тельствует о том, что показатель экспоненты в этих случаях зависит от мощности за­
вода. Отклонения в логарифмическом наклоне (величине показателя экспоненты)
составляют примерно от 0,5 для малых установок почти до 1,0 для очень крупных. Эта
кривизна, не показанная в ранее опубликованных кривых затрат, обусловленапарал­
лельной работой оборудования крупных установок и непропорционально высокими
затратами на очень крупные элементы оборудования, такие как технологические ем­
кости, распределительная арматура и насосы. Кривизну графиков затрат в логариф­
мическом масштабе описал Чейз [6].
Метод оценки по кривым затрат, если пользоваться им осмотрительно и надле­
жащим образом адаптировать к местным условиям строительства, способен пред­
сказывать действительную величину затрат с погрешностью в пределах 25 %. Если
не брать в расчет нетипичные ситуации, ошибки по этому методу, как правило,
не превышают 50 %.
18.3. ОЦЕНКИ ПО ЗАТРАТАМ
НА ОСНОВНОЕ ОБОРУДОВАНИЕ
Оценки по затратам на основное оборудование составляются с помощью мно­
жителей к затратам на все основное оборудование, необходимое для завода или
технологической установки. К оборудованию разныхтипов, например к насосам, те­
плообменникам и сосудам высокого давления, применяются разные коэффициен­
ты [7]. На величину коэффициентов влияет также мощность оборудования.
Чтобы воспользоваться этим методом, сначала нужно определить затраты на ос­
новное оборудование. Для этого следует составить тепловойи материальный балансы,
а затем определить необходимую мощность и основные технические характеристи­
ки оборудования.
Этот метод оценки при строгом следовании ему может предсказывать действи­
тельную величину затрат с погрешностью в пределах 10—20 %.
В сокращенном варианте метода ко всему нефтеперерабатывающему оборудо­
ванию применяется один и тот же общепринятый коэффициент 4,5. Точность со­
кращенного варианта, разумеется, ниже, чем в случае применения отдельных
коэффициентов.

396
Глава 18. Оценка затрат
18.4. СМЕТНЫЕ ОЦЕНКИ
Сметные оценки наиболее трудоемки и трудны, но вместе с тем и наиболее
точны. Они требуют составления планов производственных площадок, подроб­
ных технологических схем процессов и предварительных строительных чертежей;
иногда применяются масштабные модели. Составляется перечень всего обору­
дования с указанием затрат. Оцениваются в человеко-часах трудовые затраты на
каждую строительную операцию, а также такие косвенные затраты, как аренда
грузоподъемного оборудования, рабочие инструменты и надзор за ведением стро­
ительных работ.
Этот метод оценки обычно имеет погрешность в пределах ±5 %.
18.5. СВОДНАЯ ФОРМА ДЛЯ ОЦЕНКИ ЗАТРАТ
В оценку капиталовложений по кривым затрат включаются следующие пункты;
• технологические установки;
• хранилища;
• паровые системы;
—
промежуточный итогЛ;
• общезаводское хозяйство;
—
промежуточный итог В-,
• дополнительные затраты;
—
промежуточный итог С;
• затраты, зависящие от местоположения;
—
промежуточный итог Д
• непредвиденные затраты;
—
итоговая величина затрат.
18.6. ХРАНИЛИЩА
Хранилища представляют собой существенный пункт капиталовложений для
большинства нефтеперерабатывающих заводов (НПЗ). Емкости хранилищ нефти
и нефтепродуктов разных НПЗ различаются в широких пределах. Чтобы правильно
определить потребность в емкости хранилищ, необходимо принять во внимание сле­
дующие факторы: число и вид продуктов, метод сбыта, источник сырой нефти, ме­
стоположение и мощность НПЗ.
Стоимость резервуарных парков с учетом монтажа колеблется от 50 до 130 долл,
на баррель емкости. Сюда входят затраты на резервуары, трубопроводную обвяз­
ку, перекачивающие насосы, обваловку, противопожарное оборудование, а также
наливное оборудование для обслуживания автомобильных и железнодорожных
цистерн. Эта величина применима к таким продуктам с относительно низким дав­
лением паров, как бензин и более тяжелые жидкости. Стоимость с учетом монтажа
резервуарных парков для хранения бутана составляет в зависимости от размеров от

18.7, Потребность в земельной площади и емкости хранилищ
397
100 до 130 долл, на баррель емкости..Затраты на пропановые хранит?итпя колеблются
в пределах от 120 до 160 долл, на баррель емкости.
18.7. ПОТРЕБНОСТЬ В ЗЕМЕЛЬНОЙ ПЛОЩАДИ
И ЕМКОСТИ ХРАНИЛИЩ
Потребность НПЗ в земельной площади и емкости хранилищ зависит от близости
завода к рынкам сбыта нефтепродуктов и источникам снабжения нефтью, от методов
транспортировки нефти и нефтепродуктов, от количества и мощности технологиче­
ских установок. Следует учитывать и доступность резервуаров для краткосрочной
аренды, так как максимальная потребность в хранилищах обычно рассчитывается
исходя из остановки технологических установок на капитальный ремонт с интерва­
лами от 18 до 24 месяцев, а не на основании повседневных технологических потреб­
ностей. Если доступны арендуемые резервуары достаточной емкости для покрытия
периодов капитального ремонта, можно существенно снизить потребность в земель­
ной площади и емкости хранилищ, так как основную часть земельной потребности
НПЗ составляют площади, отводимые под хранилища.
Необходимы резервуары трех видов: для нефти, для промежуточных продуктов
и для готовых продуктов. Для типичного НПЗ, получающего большую часть нефти
по трубопроводам и сбывающего свои продукты тем же способом, нужны хранили-
*-
ща, рассчитанные на 13-суточный запас нефти и 25-суточный запас нефтепродуктов .
Двадцатипятивуточный запас продуктов рассчитан исходя из трехнедельной оста­
новки основных технологических установок. Такая остановка происходит, как пра­
вило, не чаще одного раза за 18—24 месяца, но хранилища должны иметь емкость,
достаточную для снабжения продуктами потребителей в течение этого периода оста­
новки. Эмпирическое правило гласит, что общая емкость хранилищ, включая емко­
сти для хранения промежуточных продуктов, равна примерно 50 баррелям на баррель
пропускной способности за сутки.
Тенденция к расширению ассортимента производимого бензина и оксигенатных
компонентов может увеличить потребность в резервуарах для смешения и хранения
продуктов примерно на 5 0 %.
Нельсон отмечает, что в 1973 году суммарная емкость хранилищ среднего НПЗ
была эквивалентна 69 суткам работы завода [8]. В 2005 году эквивалентная емкость
хранилищ НПЗ колебалась в пределах от 25 до 90 суток.
Потребность в земельной площади часто диктуется факторами, отличными от по­
требностей производства или хранения: стремлением повысить безопасность пред­
приятия, отгородиться от окружающих строений и т. д. Если главными являются
производственные факторы, величина земельной площади, необходимой для произ­
водства и хранения, составляет около 4 акров на 1000 баррелей пропускной способ­
ности за календарные сутки.
Нельсон обобщил данные по землепользованию 32 НПЗ в период с 1948
по 1971 год [9]. Площадь земель, занимаемых хозяйством НПЗ, зависела от слож­
ности последних и составляла от 0,8 до 5,7 акров на 1000 баррелей пропускной спо­
собности за сутки. Тем не менее площадь фактически приобретаемых земель была

398
Глава 18. Оценка затрат
гораздо больше: от 8 до 30 акров на 1000 баррелей пропускной способности. Дополни­
тельная площадь обеспечивала буферную зону между НПЗ и смежными землевладе­
ниями и позволяла наращивать производственные мощности и повышать сложность
НПЗ. В итоговой статье о затратах на землю и хранение [10] Нельсон предложил ис­
пользовать в целях планирования величину потребности в земельной площади, рав­
ную 5 акрам на 1000 баррелей пропускной способности за календарные сутки.
Землю, предусматриваемую для наращивания производства с освоением других
процессов, например нефтехимических, не следует включать в капитальные затра­
ты, рентабельность которых рассчитывается. Затраты на землю, приобретаемую для
использования в будущем, должны быть отнесены к затратам на ту деятельность, для
которой они предназначены.
18.8. ПАРОВЫЕ СИСТЕМЫ
В предварительных оценках затраты на паровые системы приняты равными
105 долл, на 1 фунт за час суммарной выработки пара. Сюда включаются суммар­
ные затраты с учетом монтажа на котлы с принудительным дутьем, работающие на
газовом или жидком топливе и вырабатывающие пар под давлением 250-300 psig
(1,75-2 МПа), и всё сопутствующее вспомогательное оборудование и операции,
в том числе на обработку воды, деаэрацию, питательные насосы, паропроводы, кон-
денсатопроводы и очистку дымового газа.
При определении потребности в топливе для выработки пара (исходя из низ­
шей теплотворной способности топлива) расход тепловой энергии можно принять
1200 БТЕ (302 ккал) на 1 фунт (0,45 кг) вырабатываемого пара.
При предварительных расчетах потребности в паре следует принять 25%-ный
запас на случай непредвиденных обстоятельств.
Расход подпиточной воды для котлов обычно составляет 5—10 % от массы выра­
батываемого пара.
18.9. СИСТЕМЫ ВОДЯНОГО ОХЛАЖДЕНИЯ
В предварительных расчетах величину капитальных затрат на системы водяного
охлаждения рекомендуется принимать равной 130 долл, на 1 галлон/мин суммарной
циркулирующей воды. Сюда включены суммарные затраты с учетом монтажа на об­
щепринятые градирни с искусственнойтягой, водяные насосы, оборудование для об­
работки воды и водопроводную обвязку. Дополнительные затраты на водоснабжение
и отвод продувочной воды не включены.
Суточную потребность в электроэнергии (кВтч/сут) для насосов и вентиляторов
системы водяного охлаждения принимают равной скорости циркуляции воды (гал­
лонов за минуту), умноженной на 0,6. Эта потребность обычно составляет суще­
ственную часть суммарного энергопотребления завода, и ею не следует пренебрегать.
Расход добавочной воды в градирнях составляет около 5 % от циркулирующей.
Это также существенный пункт затрат, о котором не следует забывать.

18.10. Другие инженерные системы
399
Затраты на систему охлаждения циркулирующей водой следует принимать
с 15%-ным запасом на случай упущений.
18.10. ДРУГИЕ ИНЖЕНЕРНЫЕ СИСТЕМЫ
К числу других необходимыхдля деятельности НПЗ инженерных систем относят­
ся электрическая распределительная сеть, система питания сжатым воздухом кон­
трольно-измерительных приборов и аппаратуры, система распределения питьевой
воды, система пожарной воды, канализационная система, система сбора сточных вод
и др. Поскольку без детальных чертежей оценить затраты на них трудно, эти затраты
обычно включают в затраты на общезаводское хозяйство.
18.10.1. Общезаводское хозяйство
К общезаводскому хозяйству относятся производственные средства, необходимые
для деятельности НПЗ, но не включенные в состав основного оборудования. Вот ти­
пичный перечень объектов общезаводского хозяйства:
• электрораспределительные сети;
• системы распределения жидкого и газообразного топлива;
• системы водоснабжения, обработки и сброса воды;
• системы технического воздуха;
• противопожарные системы;
• факельные и дренажные системы, системы локализации отходов;
• заводские системы связи;
• автомобильные и пешеходные пути;
• железнодорожные пути;
• 01рады;
• здания;
• транспортные средства;
• сооружения, оборудование и средства для смешения продуктов, добавок
и присадок;
• оборудование для отгрузки продуктов.
Разумеется, затраты на общезаводское хозяйство изменяются в широких пределах
в зависимости от НПЗ. Показанные ниже величины затрат можно рассматривать как
типичные для вновь сооружаемых НПЗ, если оценивать их согласно данному тексту.
* Согласно принятым здесь определениям в число основных сооружений входят технологи­
ческие установки, хранилища, системы водяного охлаждения и паровые системы.
Пропускная способность
по нефти, баррелей за сутки
Затраты на общезаводское хозяйство (в процентах
от суммарных затрат на основные сооружения’)
Менее 30 000
50
30 000-100 000
30
Более 100 000
20

400
Глава 18. Оценка затрат
Долю затрат на общезаводское хозяйство при вводе отдельных технологических
установок в состав существующего НПЗ можно принять равной 20—25 % от затрат
на саму технологическую установку.
18.10.2. Дополнительные затраты
В число дополнительных входят затраты на земельную площадь, запасные части,
технический контроль, управление проектом, химреагенты, различное вспомогатель­
ное сырье и материалы и офисное и лабораторное оборудование. В предварительных
оценках их можно принять суммарно равными 4 % от общих затрат на технологиче­
ские установки, хранилища, паровые системы, системы водяного охлаждения и об­
щезаводское хозяйство. Расходы на проектирование и вознаграждение подрядчикам
включаются в различные отдельные пункты затрат.
18.10.3. Непредвиденные расходы
Большинство профессиональных экономистов рекомендует добавлять 15%-ный
запас на непредвиденные расходы к окончательной величине суммарных затрат,
определенных на основании кривых затрат представленного здесь вида.
Понятие непредвиденные расходы охватывает многие упущения и просчеты в оцен­
ке затрат на перерабатывающие заводы. К главным из них относятся неточность
данных о затратах применительно к конкретным случаям и отсутствие полной опре­
деленности в необходимых производственных средствах.
18.10.4. Рост издержек
Все приведенные в этой книге данные представляют собой средние величины
строительных затрат для условий североамериканского побережья Мексиканского
залива по состоянию на 2005 год. Это относится и к кривым затрат на технологи­
ческие установки, и к отдельным пунктам затрат (например, на системы водяного
охлаждения, заводские паровые системы, хранилища и катализаторы). Поэтому при
использовании эти данных для оценок на текущее время необходимо учитывать фак­
тор роста издержек или коэффициент инфляции. В федеральных правительственных
и других источниках публикуется множество данных об индексах стоимости затрат.
Из них наиболее доступны данные об индексе стоимости строительства объектов
химической промышленности и индексе инфляции Нельсона—Фаррара для нефте­
перерабатывающих заводов, которые чаще всего применяются экономистами и ин­
женерами нефтеперерабатывающей промышленности США.
Использование этих индексов сопряжено с погрешностями, присущими всякому
обобщенному методу оценок, но некоторые факторы должны быть заложены в про­
ектные затраты для пересчета их с предшествующего периода времени на текущий.
Следует подчеркнуть, что непредвиденные расходы, рассмотренные в предыдущем
подразделе, не учитывают инфляцию.
На инфляцию капиталовложений влияют факторы, которые как повышают, так
и снижают затраты. Затраты повышают:

18.11 . Применение методов оценки затрат
401
1) рост цен на сталь, бетон и другие базовые материалы;
2) рост стоимости строительных и проектно-конструкторских работ;
3) ужесточение норм безопасности труда и охраны окружающей среды;
4) расширение перечня различных отчетов и увеличение объема избыточных дан­
ных, необходимых для получения местных, региональных и федеральных разрешений.
Все факторы, снижающие затраты, связаны в основном с технологическими улуч­
шениями. К ним относятся:
1) технологические улучшения, разработанные при исследованиях, проектирова­
нии и эксплуатации;
2) более эффективное использование инженерно-технического и строительного
персонала.
Можно привести такие примеры технологических улучшений, как увеличение
пропускной способности колонн фракционирования, применение улучшенных ка­
тализаторов, позволяющих уменьшить габариты реакторов, и усовершенствованные
контрольно-измерительные приборы и аппаратура, повышающие пропускную спо­
собность установок.
18.10.5. Фактор местоположения завода
Местоположение завода оказывает значительное влияние на затраты. В этом от­
ношении к основным факторам, от которых зависят затраты, относятся климатиче­
ские условия и их влияние на конструктивные требования и условия строительства,
местные нормы, правила и налоги, доступность и производительность строитель­
ной рабочей силы.
Ниже приводятся относительные величины затратна заводы по переработке угле­
водородов по состоянию на 2005 год в зависимости от их местоположения.
Местоположение НПЗ
Относительная величина затрат
Побережье Мексиканского залива (США)
1,0
Лос-Анджелес
1,4
Портленд, Сиэтл
1,2
Чикаго
1,3
Сент-Луис
1,5
Детройт
1,3
Нью-Йорк
1,7
Филадельфия
1,5
Аляска, Норт-Слоуп
3,0
Аляска, Анкоридж
2,0
18.11. ПРИМЕНЕНИЕ МЕТОДОВ ОЦЕНКИ ЗАТРАТ
Хотя экономическая оценка рассматривается в следующей главе, здесь приве­
ден пример, иллюстрирующий методы оценки капитальных, экономических затрат

402
Глава 18. Оценка затрат
и рентабельности. Метод призван помочь понять принципы, изложенные в этой
главе. Наглядный пример сравнительно прост, но в большинстве случаев экономиче­
ской оценки сложных проектов нефтепереработки могут быть применены те же ме­
тоды и процедуры.
18.11.1. Формулировка задачи
Исходя из данных, представленных ниже, определить для упрощенного примера
НПЗ:
1) продукты, имеющиеся в распоряжении для сбыта;
2) капиталовложения;
3) эксплуатационные затраты;
4) простую норму окупаемости капиталовложений;
5) реальную норму окупаемости капиталовложений.
Составить базовую блок-схему (рис. 18.1).
Имеются следующие данные:
1) скорость подачи нефти: 30 000 баррелей за рабочие сутки;
2) содержание серы в нефти: 1,0 %масс.;
3) широкая бензиновая фракция:
Выход, баррелей за рабочие сутки
4000
Средняя температура кипения, 'F (°C)
240 (115,6)
Удельный вес, °АР1
56
11,8
4) выход легкого газойля: 4000 баррелей за рабочие сутки;
5) выход тяжелого газойля: 4000 баррелей за рабочие сутки;
6) выход вакуумного газойля: 6000 баррелей за рабочие сутки;
7) выход вакуумного остатка: 12 000 баррелей за рабочие сутки;
8) коэффициент затрузки: 93,15 %;
9) стоимость дополнительной воды: 0,32 долл, за 1000 галлонов;
10) стоимость электроэнергии: 0,12 долл, за 1 кВтч;
И) низшая теплотворная способность тяжелого газойля: 5,5 млн БТЕ/баррель;
12) стоимость восполнения катализатора обессеривания: 1,60 долл, за 1 фунт;
13) стоимость восполнения катализатора риформинга: 8 долл, за 1 фунт;
14) годовая стоимость страхования: 0,5 % от капиталовложений;
15) годовая сумма местных налогов: 1 % от капиталовложений;
16) годовые затраты на обслуживание: 5,5 % от капиталовложений;
17) затраты на различное вспомогательное сырье и материалы: 0,15 % от капита­
ловложений;
18) средняя годовая зарплата плюс отчисления из фонда оплаты труда персонала
и операторов в расчете на 1 человека: 72 000 долл.;
19) стоимость нефти и нефтепродуктов:

1
8
.
1
1
.
П
р
и
м
е
н
е
н
и
е
м
е
т
о
д
о
в
о
ц
е
н
к
и
з
а
т
р
а
т
4
0
3
Вакуумный остаток, 12 000 баррелей за сутки
S
с
х
с
е
;
с
;
0
0
и
х
Q
.

404
Глава 18. Оценка затрат
Долл, за баррель
Нефть
60,00
Бензин
83,00
Легкий газойль
79,00
Тяжелый газойль
75,00
Вакуумный газойль
73,00
Вакуумный остаток
55,00
20) амортизация: 15 лет, равномерная;
21) налог на прибыль: 50 % от налогооблагаемой прибыли;
22) местоположение: Сент-Луис, 2007 год;
23) период сооружения: 2007 год,
24) скорость роста затрат (применяется только к строительным затратам): 3 % в год.
18.11.2. Необходимые процессы
Сырую нефть необходимо обессолить и фракционировать для разделения на ши­
рокую бензиновую фракцию, легкий и тяжелый газойли и атмосферный остаток.
Последний подается в колонну вакуумной перегонки для разделения на вакуумный
газойль и вакуумный остаток. Широкую бензиновую фракцию необходимо гидро -
обессеривать, после чего от нее отделяют легкий прямогонный бензин (кипящий
при температуре ниже 180 °F, или 82 °C), направляемый на приготовление бензина.
Остаток бензиновой фракции подается на установку каталитического риформинга,
которая производитриформат с октановым числом 93 по исследовательскому мето­
ду. Риформат и легкий прямогонный бензин смешиваются для получения товарно­
го бензина. Пропан и более легкие углеводороды, а также водород, производимые
установкой каталитического риформинга, потребляются как топливо. До подачи
этих газов в систему газового топлива из них отбирается водород, необходимый для
установки гидрообессеривания. Дефицит потребности в топливе покрывается лег­
ким газойлем. Установка гидрообессеривания производит сравнительно мало серо­
водорода, который сжигается в печи дожита газов. Другой обработки продуктов не
требуется. Можно принять, что емкость хранилища должна быть достаточной для
хранения продукции завода, производимой за 12 суток. Поэтому требуемая сум­
марная емкость хранилищ составит около 360 тыс. баррелей . Этих данных вместе
с приведенными в этой книге достаточно для решения задачи.
18.11.3. Установка каталитического риформинга
Свойства сырья каталитического риформинга определяются исходя из следующих
свойств широкой бензиновой фракции:
• средняя температура кипения 240 °F (116 °C);
• удельный вес 56 °АР1 (0,7547);
• ^И^-
Продукт, кипящий при температуре ниже 180 °F (82 °C) (легкий прямогонный бен­
зин), на установку каталитического риформинга не подается. После обессеривания

18.11 . Применение методов оценки затрат
405
широкой бензиновой фракции легкий бензин отгоняется. Задача заключается в опре­
делении объема и массы легкого бензина при условии отсутствия кривой перегонки.
Затем вычитанием количества легкого бензина из количества широкой бензиновой
фракции определяется количество сырья, подаваемого на установку каталитическо­
го риформинга. Эта задача решается следующим образом .
1. Принимаем, что бутаном и более легкими углеводородами в бензиновой
фракции можно пренебречь. Тогда наиболее легким компонентом будет изопентан
(мзо-С .) с температурой кипения 82 °F (28 ’С). Таким образом, средняя температура
кипения легкого бензина будетравна примерно (82 + 180)/2 = 131 °F (55 °C).
2. Принимаем, что легкий бензин имеет то же значение Км, что и широкая бензи­
новая фракция (т. е. 11,8).
3. По обобщенным диаграммам (см. [5], глава 2), связывающим Л
*,
среднюю тем­
пературу кипения и удельный вес, определяем удельный вес легкого бензина; по­
следний равен 76,5 °АР1 (0,6803).
4. Далее аналогичным способом определяем удельный вес остатка бензиновой
фракции, кипящего при температуре выше 180 °F (82 °C). Средняя температура кипе­
ния широкой бензиновой фракции равна 240 °F (116 °C) (см. выше), а начальная (как
определено на шаге 1) — 82 °F (28 °C). Тогда конечную температуру кипения бензи­
новой фракции можно вычислить следующим образом:
240+(240-82)=398 °F(203°C).
Теперь можно оценить среднюю температуру кипения сырья каталитического ри­
форминга:
«
(180 + 398)/2 = 289 °F (143 °C).
По величине Kw = 11,8 определяем (согласно шагу 3), что удельный вес сырья ка­
талитического риформинга равен 52,5 °АР1 (0,7690).
5. Теперь по найденным величинам удельного веса легкого бензина и сырья ката­
литического риформинга можно оценить их относительные количества в широкой
бензиновой фракции. Для этого составляем массовый и объемный балансы, исполь­
зуя следующие сокращенные обозначения:
Объем легкого бензина в галлонах
Объем сырья каталитического риформинга в галлонах
Объем широкой фракции бензина в галлонах
Масса легкого бензина в фунтах
Масса сырья каталитического риформинга в фунтах
W
Масса широкой фракции бензина в фунтах
Удельный вес легкого бензина, фунтов
на галлон (°ЛР7)
5,93 (67,5)
Удельный вес сырья каталитического
риформинга, фунтов на галлон (°АР1)
6,41 (52,5)
Удельный вес широкой фракции бен­
зина, фунтов на галлон (“API)
6,29 (56)

406
Глава 18. Оценка затрат
Объемный баланс (за час):
VN = 4000(42/24) = 7000 галлонов за час;
^lsr +^rf=70°0 галлонов за час.
Массовый баланс (за час):
VN=6,29-7000•6,29—44030фунтовзачас;
=5,93+
6,41 = 44 030 фунтов за час.
Решение системы двух уравнений для и Издает:
= 1750 галлонов за час = 1000 баррелей за сутки;
Ухе = 5250 галлонов за час = 3000 баррелей за сутки.
6. Для проверки баланса полученные результаты представляем в табличной
форме:
Продукт
’API
Фунтов
на галлон
Галлонов
за час
Фунтов
за час
Баррелей
за сутки
Легкий бензин
67,5
5,93
1750
10 378
1000
Сырье каталитического риформинга
52,5
6,41
5250
33 652
3000
Широкая бензиновая фракция
7000
44 030
4000
7. Прежде чем продолжить, следует подчеркнуть, что подобное упрощенное пред­
ставление бензиновой фракции в виде легкого бензина и сырья каталитического
риформингаприемлемо в целях предварительного расчета затрат и выхода (как в дан­
ном примере), но не в окончательных проектных расчетах.
8. Теперь свойства сырья каталитического риформинга можно применить
к номограммам выхода. Приведенные далее величины выхода основаны на пред­
положении, что RON продукта риформинга равен 93. По номограммам выхода
определяем:
С5+ = 86,0 %об.;
С4 = 5,0 %об. (изо-С4 / н-С4 = 41,5/58,5);
С(иС2 = 1,1 %масс.;
С3 = 1,92 %масс.;
Н2= 1,75 %масс.

18.11 . Применение методов оценки затрат
407
На основании полученных данных заполняем следующую таблицу;
Компонент Галлонов
за час
Фунтов
на галлон
Фунтов
за час
Баррелей
за сутки
Тыс. н. куб. футов
за сутки
н2
589
2682
С,и С2
370
145а
153
4,23
646
133
«зо-С4
109
4,69
511
62
«-с4
154
4,86
748
88
4515
6,82
30 788®
2580
Всего
33 652
2730
2960
Сырье
5250
6,29
33 652
3000
—
а Принимается, что 1 фунт-моль С /1 фунт-моль С
= 0,5 (т. е. молярная масса С.,
С2 = 23,3).
6 Выход С5+, фунтов за час, определяется по разности подачи сырья и суммы выхода осталь­
ных продуктов.
18.11.4. Установка обессеривания
^бензиновой фракции
Принимаем содержание серы в нефти за 1,0 %. Тогда по номограммам для раз­
личных марок нефти бензиновая фракция (средняя температура кипения 240 °F, или
116 °C) содержит 0,05 % серы. Определяем количество производимой серы. Прини­
маем для обессеренного сырья Кк =11,8. Вместе со средней температурой кипения
240 °F (116 °C) это дает удельный вес бензиновой фракции, равный 56 "API (0,7547)
(см. расчеты сырья каталитического риформинга).
56 "API— 6,29 фунтов на галлон.
Содержание серы в бензиновой фракции:
Sy= 4000 • 42 • 6,29 • 0,0005 = 528 фунтов за сутки.
Максимальное количество образующегося H2S = 32 • 528 = 561 фунт за сутки.
Теоретически необходимое количество Н2 — 561 - 528 = 33 фунта за сутки =
= 16,5 молей за сутки = 6,26 тыс. н. куб. футов за сутки.
Необходимое количество добавочного Н2 (см. [9]) составляет 150 н. куб . футов
на баррель, или 4000 • 0,15 — 600 тыс. н . куб . футов за сутки .
Каталитический риформинг дает 2682 тыс. н . куб . футов за сутки водорода, чего
более чем достаточно. В табл. 18.1 подведены итоги по капитальным и эксплуатаци­
онным затратам.

408
Глава 18. Оценка затрат
Итоговые результаты по капитальным и эксплуатационным затратам
Таблица 18.1
Бар­
релей
за сут­
ки
Тыс. долл,
(условия побе­
режья Мекси­
канского
залива, США,
на 2005 год)
Охлаждаю­
щая вода,
галлонов
за минуту
Пар,
фунтов
за час
Электро­
энергия,
кВтч
Топли­
во, млн
БТЕ/ч
Установка обессоливания 30000
2800
63
20
Установка атмосферной
перегонки
30 000
50 000
3125
12 500 1125
63
Установка вакуумной
перегонки
18 000
22 000
1875
7500
225
23
Установка обессеривания
бензиновой фракции
4000
10 000
833
1000
333
17
Установка каталитического
риформинга
3000
17 000
833
3750
375
38
Начальная загрузка катали­
затора (установка обессери­
вания)
Включен
Начальная загрузка катализа­
тора (установка риформинга)
960
Промежуточный итог
.
102 760
6729
24 750 2078
141
Система водяного охлажде­
ния, 7740 галлонов за минуту®
1071
194
Паровая система,
30 900 фунт/ч6
3214
37
Промежуточный итог
107 045
6729
24750 2272
178
Хранилища
*
Псу? 23 400
Промежуточный итог
130 045
Общезаводское хозяйство0 30%
39134
Промежуточный итог
169 579
Фактор местоположения
1,5
Фактор дополнительных
затрат
1,04г
Непредвиденные расходы
1,15г
Инфляция
1,03’
Итог
313 047
• К расчетной скорости циркуляции воды добавляется 15%-ный запас .
6 К расчетной скорости подачи пара добавляется 25%-ный запас .
’ Отдельные затраты энергоносителей в категориях хранилищ и общезаводского хозяйства
учитываются примечаниями а и б.
г 360 000 баррелей при средних затратах 50,00 долл, за баррель емкости.
1 Эти коэффициенты являются составными.
® Проектные затраты для условий Сент-Луиса по состоянию на 2007 год. Отчисления
не включены.

18.11 . Применение методов оценки затрат
409
18.11.5. Расчет прямых годовых
эксплуатационных затрат
После расчета капиталовложений и выхода продуктов можно определить вели­
чину годовых эксплуатационных затрат НПЗ, которые учитываются по следующим
трем категориям.
1. Затраты, зависящие от пропускной способности завода и времени пребывания
в эксплуатации: на добавочную воду для котлов и градирен, электроэнергию, топли­
во, текущие отчисления и расход катализаторов.
2. Затраты, зависящие от величины капиталовложений в завод: на страхование,
местные налоги, обслуживание (материальное и трудовое), на различное вспомога­
тельное сырье и материалы.
3. Затраты, определяемые размером и сложностью НПЗ: на оплату труда эксплуа­
тационного, административного, технического и надзорного персонала.
В следующих подразделах иллюстрируется расчет указанных затрат.
18.11 .5 .1 . Время пребывания в эксплуатации
Коэффициент пребывания в эксплуатации (на полной проектной мощности) для
НПЗ составляет, как правило, примерно 92—96 %. В данном примере принимается
коэффициент 93,15 % (340 суток в год).
18.11.5.2. - Д оба во ч ная
вода
1. Для градирен (ДГ = 30 °F):
-1% потерь на испарение на каждые Д/ = 10 ’F;
—
0,5% потерь за счет уноса капель;
—
1% потерь на продувку для контроля содержания твердых веществ;
—
потериводывградирнях:3•1%+0,5%+1%=4,5%;
—
расход добавочной воды для градирен: 0,045 • 7740 галлонов за минуту = 348
галлонов за минуту.
2. Для котлов:
—
среднюю величину потерь на продувку для контроля содержания твердых ве­
ществ можно принять равной 5 %;
— расход добавочной воды для котлов:0,05-30900 =1545фунтовзачас=31гал­
лонов за минуту;
—
суммарный расход добавочной воды: 351 галлонов за минуту;
—
средняя стоимость добавочной воды:» 0,32 долл, на 1000 галлонов;
—
годовые затраты на добавочную воду: 351 • 1440 • 340 • 0,32 • 10_3 = 25 068 долл.
18.11 .5 .3. Электроэнергия
Стоимость электроэнергии для промышленных предприятий составляет от 0,10
До 0,24 долл, за 1 кВтч. В данном примере принимается значение 0,24 долл, за 1 кВтч.
Затраты на электроэнергию = 2212 • 24 • 340 • 0,12 = 2 040 653 долл, в год.

410
Глава 18. Оценка затрат
18.11 .5 .4 . Топливо
В данном примере отдельные затраты на топливо не предусмотрены, так как пред­
полагается, что НПЗ для покрытия дефицита топлива использует часть товарного
газойля. Необходимо рассчитать потребляемое количество газойля, которое будет
вычитаться из его объема, предназначенного для сбыта.
Согласно таблице итоговых результатов по капитальным и эксплуатационным
затратам, для работы НПЗ на полную мощность необходимо 178 млн БТЕ/ч тепло­
вой энергии. Эта энергия обеспечивается сжиганием отходящего газа установки
каталитического риформинга и дополнительно к нему некоторого количества тяже­
лого газойля. Часть отходящего газа риформинга потребляется на установке гидро­
обессеривания; это количество (только водородную составляющую) нужно вычесть
из имеющегося количества газового топлива. Для определения количества тяжело­
го газойля, потребляемого как топливо, составляется топливный баланс (см. ниже).
Шаг 1. Из расчетов установки каталитического риформинга получаем:
3 Из расчетов установки гидрообессеривания следует, что необходимое добавочное количе­
ство водорода составляет 600 тыс. н . куб . футов за сутки .
Компонент Всего, фунтов
за час
Расход на установке гидро­
обессеривания3, фунтов за час
Остаток для топлива,
фунтов за час
н,
589
132
457
с.
123
123
С3
246
246
С3
646
646
Всего
1604
132
1472
В нефтяной промышленности стандартными условиями являются температура
60 °F (15,56 °C) и давление 14,696 psig (0,1 МПа). При этих условиях объем 1 фунт-
моля равен 379,5 н. куб . футов . Таким образом, количество водорода, расходуемого
на установке гидрообессеривания, составит
60 000/(24 379,5)2 = 132 фунта за час.
Шаг 2. Определяем расчетную низшую теплотворность газового топлива:
Компонент Всего, фунтов
за час
Низшая теплотворность3,
БТЕ/фунт
Низшая теплотворность,
млн БТЕ/ч
н2
457
51600
23,6
с,
123
21 500
2,6
С,
246
20420
5,0
С3
646
19 930
12,9
Всего
1472
44,1
3 Берется из [11] и [12] или других подходящих источников.

18.11 . Применение методов оценки затрат
411
Шаг 3. Для покрытия дефицита в топливе необходимо сжигать часть тяжелого га­
зойля. Принимая его низшую теплотворность 5,5 млн БТЕ/баррель, получим
((178 - 44,1)/5,5)24 = 584 барреля за сутки.
Шаг 4. Количество тяжелого газойля, остающегося для сбыта, равно
4000 — 584 = 3416 баррелей за сутки.
18.11 .5 .5 . Отчисления
Технология риформинга является патентованной, следовательно, за нее необходимо
выплачивать отчисления. Их текущая величина составляет от 0,08 до 0,15 долл, за баррель
переработанного сырья. В данном примере принимается значение 0,10 долл, за баррель.
Годовые затраты на отчисления:
0,10 • 3000 • 340 = 102 000 долл.
18.11 .5 .6 . Расход катализаторов
Затраты на расход катализаторов определяются следующим образом.
1. Установка обессеривания:
- ра с ход: 0,002 фунт/баррель; стоимость = 1,60 долл, за фунт;
- годовые затраты:4000•340•0,002•1 =4320долл.
2. Установка риформинга:
- р ас хо д 0,004 фунтов за баррель; стоимость 7 долл, за фунт;
- годовые затраты:3000•340•0,004-7 =28560долл.;
- суммарные затраты на катализатор:4320+28560=32880долл,вгод.
18.11 .5.7 . Страхование
Затраты на страхование составляют обычно 0,5 % в год от капиталовложений в НПЗ.
Затраты на страхование: 313 047 000 • 0,005 = 1565 235 долл, в год.
18.11 .5.8 . Местные налоги
Местные налоги обычно взимаются в размере 1 % в год от капиталовложений в НПЗ.
Выплата местных налогов: 313 047 000 - 0,01 — 3 130 470 долл, в год.
18.11.5.9 . Обслуживание
Затраты на обслуживание составляют от 3 до 8 % в год от капиталовложений
в НПЗ. В данном примере принимается среднее значение 5,5 % (включая материаль­
ные и трудовые затраты).
Затраты на обслуживание: 313 047 000 • 0,055 = 17 217 585 долл, в год.

412
Глава 18. Оценка затрат
18.11 .5.10. Различное вспомогательное сырье и материалы
В этот пункт входят различные химреагенты для борьбы с коррозией, питьевая
вода, офисные материально-технические средства и т . д. Среднее значение затрат
на них составляет 0,15 % в год от капиталовложений в НПЗ.
Затраты: 313 047 000 ■ 0,0015 = 469 705 долл, в год.
18.11 .5 .11 . Штат служащих и операторы
Численность персонала и операторов зависит от местоположения завода и его
сложности. В данном примере можно принять следующий считающийся типичным
состав персонала.
Численность на одну
смену
Всего в штате
Директор НПЗ
1
Начальник производственного отдела
1
Главный механик
1
Инженеры
3
Операторы
4
18
Лабораторный персонал
2
Техники
2
Офисный персонал
4
Всего
32
Средний размер годовой зарплаты с отчислениями из фонда оплаты труда прини­
мается за 72 000 долл, на человека. Общие затраты на оплату труда персонала и опе­
раторов составят 72 000 • 32 = 2 304 000 долл, в год.
Персонал по техобслуживанию и ремонту не входит в приведенный перечень, так
как оплата их труда включена в пункт, относящийся к обслуживанию. Заметим, что
среднесписочная численность рабочих по штатному расписанию в каждой смене вы­
брана равной 4,5, чтобы учесть выходные и праздничные дни, нетрудоспособность
по болезни и отпуска.
В табл. 18.2 представлены итоговые результаты по прямым годовым эксплуатаци­
онным затратам.
Итоговая таблица прямых годовых эксплуатационных затрат
Таблица 18.2
Затраты, тыс. долл, в год
Добавочная вода
25
Электроэнергия
2041

18.11 . Применение методов оценки затрат
413
Окончание табл. 18.2
Затраты, тыс. долл, в год
Топливо3
—
Отчисления
102
Катализаторы
33
Страхование
1565
Местные налоги
3130
Обслуживание
17218
Вспомогательные сырье и материалы
470
Оплата труда персонала и операторов
2304
Промежуточный результат
26 888
Непредвиденные расходы (10%)
2689
Итог6
29 579
1 Тяжелый газойль, используемый для покрытия дефицита в топливе, вычитается из объема
гайзоля, предназначенного для сбыта.
6 В этом примере не учтены такие дополнительные пункты затрат, как непроизводительные
затраты, затраты на исследования и разработку и затраты на сбыт продукции.
18.11.5.12. Расчет балансовой прибыли
Расчет сбыта продуктов:
Продукт
Баррелей
за сутки
Тыс. баррелей
в год
Долл,
за баррель
Тыс. долл,
в год
Бензин:
легкий прямогонный бензин
бензин риформинга
1000
2730
Всего
3730
1268
83,00
105244
Легкий газойль
4000
1360
79,00
107 440
Тяжелый газойль
3416
1161
75,00
87 075
Вакуумный газойль
6000
2040
73,00
148 920
Вакуумный остаток
12000
4080
55,00
224400
Всего
673 079
Нефть
30 000
10 200
60,00
612 000
Прямые эксплуатационные затраты
29 577
Прибыль до налогообложения
31 502

414
Глава 18. Оценка затрат
18.11 .5 .13. Расчет рентабельности
Сумма капиталовложений: 313 047 000 долл.
а Равномерная амортизация в течение 15 лет.
Примечание. База для расчета реальной нормы доходности (по дисконтированной кассовой
прибыли): срок эксплуатации 20 лет, без остаточной стоимости. Процент на капитал в период
строительства и средний запас сырья и продуктов в приведенные результаты не включены, так
как они увеличивают сумму капиталовложений и уменьшают рентабельность.
Тыс. долл , в год
Прибыль до налогообложения
31 502
Прибыль за вычетом амортизации’
20 870
Налогооблагаемая прибыль
10 632
Налог на прибыль при ставке 50 %
5316
Прибыль после налогообложения
5316
Прибыль с учетом амортизации
20 870
Кассовая прибыль
26186
Рентабельность, % в год
8,00
Период окупаемости, лет
11,95
Рентабельность проекта с периодом окупаемости 12 лет и полезным сроком экс­
плуатации 20 лет слишком низка при существующих рисках. Поэтому в расчетах
реальной нормы доходности или нормы предельной самоокупаемости капиталовло­
жений нет необходимости.
Это показывает, что в типичных условиях 2005 года простой НПЗ с пропускной
способностью 30 тыс. баррелей за сутки экономически невыгоден.
ЗАДАЧИ
1. Рассчитать потребность в химреагентах и энергоносителях нефтеперегон­
ной установки, состоящей из колонн атмосферной и вакуумной перегонки, пе­
рерабатывающей за календарные сутки 100 тыс. баррелей нефти заданной марки
и дающей типичные головные и боковые фракции и кубовый остаток. Исходя из за­
данных величин стоимости энергоносителей и химреагентов рассчитать затраты на
переработку 1 барреля сырья и суммарные годовые затраты на химреагенты и энер­
гоносители.
2. Рассчитать норму предельной самоокупаемости капиталовложений для нефте­
перегонной установки, перерабатывающей за календарные сутки 100 тыс. баррелей
нефти заданной марки и дающей типичные головные и боковые фракции и кубо­
вый остаток. Цены на продукты взять из Oil and Gas Journal; если продукт там не
указан, использовать значение цен на продукт с ближайшей эквивалентной тепло­
творной способностью. Затраты на строительные работы привести к текущим зна­
чениям, используя индексы Нельсона. Включить общую сумму эксплуатационных

Литература
415
и материальных затрат. Принять 30-летний срок эксплуатации с остаточной стоимо­
стью , равной затратам на ликвидацию. Строительство начинается за два года до пуска
установки. Стоимость земельного участка принять равной 400 тыс. долл . Затраты на
оплату труда рассчитывать исходя из трех человек в смену.
ЛИТЕРАТУРА
Ссылки
1. Lang, H.L., Chem. Eng. 55(6), р. 112,1948.
2. Williams, W., Jr., Chem. Eng. 54(\2), pp. 124 —125,1947.
3. Woodier, A.B. and Woodcock, J.W., Eur. Chem. News, September 10, pp. 8 —9,1965.
4. Guthrie, K.M., Chem. 77(13), pp. 140-156,1970.
5. Nelson, W.L., OH Gas J. 65(20), pp. 1939-1940,1965.
6. Chase, J.D ., Chem. Eng. 77(7), pp. 113-118,1970.
7. Guthrie, K.M., Chem. Eng. 75(6), pp. 114 —142,1969.
8. Nelson, W.L ., Oil Gas J. 77(17), pp. 88 -89,1973.
9. Ibid., 70(49), pp. 56-57,1972.
10. Ibid., 72(30), pp. 160—162,1974.
11. Maxwell, J.B ., Data Book on Hydrocarbons, Van Nostrand, New York, 1950.
12. Perry, R.H ., Chilton, C.H ., and Kirkpatrick, S.D., Chemical Engineers’ Handbook, 6th ed., Mc­
Graw-Hill Book Co., New York, 1983.
Дополнительная литература
13. Stermole, EJ. and Stermole, J.M., Economic Evaluation and Investment Decision Methods,
11th cd., Investment Evaluation Corp., Golden, CO, 2006.

Глава 19. Экономическая
оценка
Экономическая оценка помогает установить, отвечает ли рассматриваемый вари­
ант капиталовложений критериям прибыльности компании и существуют ли у него
приемлемые альтернативы. Методы экономической оценки весьма многочисленны;
хороший обзор достоинств и недостатков каждого из них приводится в справочнике
Перри Chemical Engineers’ Handbook [1]. В большинстве компаний используют сразу
несколько методов, что повышает объективность экономической оценки.
Эта глава касается в основном оценки затрат. Как следствие, она не содержит
детального изложения экономической теории, а предлагает читателю формулы
экономических расчетов. Последующий раздел раскрывает основные понятия, необ­
ходимые для расчетов при экономической оценке проекта [2—5].
19.1. ОПРЕДЕЛЕНИЯ
19.1.1. Амортизация
Амортизация, или снижение стоимости производственных средств, обусловле­
на двумя причинами: износом и устареванием. Эти факторы уменьшают стоимость
производственных средств не всегда с одинаковой скоростью: та из них, которая
идет более быстрыми темпами, определяет экономически целесообразный срок
службы объекта. Амортизация — это расходование средств труда; для распределе­
ния этого расходования на срок службы объекта существует несколько способов.
В технических целях амортизацию обычно рассчитывают линейным распределе­
нием на весь срок службы объекта. Экономически целесообразный срок реализа­
ции проектов стоимостью менее 250 тыс. долл, часто принимают равным 10 годам
или меньше.
19.1.2. Оборотные средства
Оборотные средства (working capital — WC) состоят из запасов сырья и продуктов,
денежных средств на заработную плату и материалы, сумм на дебиторских счетах
и запасных частей. Целесообразным является 30-суточный запас оборотных средств .

19.2 . Рентабельность первоначальных капиталовложений
417
19.1.3. Годовая выручка (прибыль)
Годовая выручка (annual cashflow — ACF) — это суммарная выручка после вычета
налогов и амортизации за год.
19.1.4. Анализ чувствительности
Неопределенность стоимости оборудования и сырья, трудовых затрат и экс­
плуатационных расходов, а также цен на продукты в будущем может значитель­
но повлиять на расчетные капиталовложения. При оценке существующих рисков
важно знать, в какой мере скажутся на конечном результате погрешности в оцен­
ках. Чтобы определить изменения рентабельности, вызванные погрешностями
в оценке капитальных затрат и цен на сырье и продукты, проводят анализ чувстви­
тельности. На изменения рентабельности влияют тип проводимого анализа затрат
(приближенная оценка или детальный анализ), стабильность рынков сырья и про­
дуктов, а также экономический срок службы объекта. Каждая компания располага­
ет собственной базой для проведения анализа чувствительности, но если величина
капитальных затрат выводится из приведенных в этой книге значений стоимости
с учетом монтажа, то можно принять следующие цифры:
Снижение, % Повышение, %
Капитальные затраты
15
20
Затраты на сырье
3
5
Цены на продукты
5
5
Эксплуатационные затраты
5
2
19.1.5. Оценка стоимости продуктов и сырья
Очень важно, чтобы оценка стоимости сырья и продуктов была максимально ре­
алистичной. Текущие объявленные цены не всегда являются представительными
для будущих рыночных условий или даже для текущих цен, поэтому целесообраз­
нее пользоваться усредненными объявленными цифрами за несколько последних
месяцев.
19.2. РЕНТАБЕЛЬНОСТЬ ПЕРВОНАЧАЛЬНЫХ
КАПИТАЛОВЛОЖЕНИЙ
Этот метод известен также как «метод инженера», метод Дюпона, или «метод
нормы прибыли, отнесенной на капитал». Не учитывая изменение стоимости денег
со временем, он предлагает взамен более реалистичное сравнение прибыльности
за последние годы. Рентабельность первоначальных капиталовложений (return on
original investment — ROT) определяется как

418
Глава 19. Экономическая оценка
Средняя годовая прибыль х 100
ROI - ---------------------------------------------------------------------------------------------- .
(19.1)
Первоначальные фиксир. капиталовложения + Оборотные средства
Рентабельность первоначальных капиталовложений следует определять с точно­
стью до двух значащих цифр.
19.3. СРОК ОКУПАЕМОСТИ
Срок окупаемости — это время, необходимое для полного возмещения капита­
ловложений. Его с точностью до ближайшей десятой года определяют по следующей
формуле:
Срок
Первоначальная величина амортизируемых капиталовложений
окупаемости _
“
7
■ (19.2)
J
Годовая прибыль
Если величина годовой прибыли является переменной, срок окупаемости можно
рассчитать последовательным суммированием прибыли после вычета налогов
по годам, пока сумма не станет равной общей сумме капиталовложений. Результат
может быть выражен дробным числом лет с указанием момента, когда полученная
прибыль полностью покроет амортизируемые капиталовложения.
19.4. ДИСКОНТИРОВАННАЯ РЕНТАБЕЛЬНОСТЬ
Этот метод называется также методом рентабельностидля инвестора, методом вну­
тренней рентабельности, методом индекса доходности и методом процентной став­
ки прибыльности. Средняя прибыльность дисконтированных инвестиций компании
в проект рассчитывается методом подбора. Процентная ставка прибыльности
—
это
максимальная процентная ставка, по которой можно привлекать займы для инвести­
ций в проект при их равномерном распределении в течение срока реализации проекта.
Дисконтированная рентабельность, по существу, представляет собой отношение
среднегодовой прибыли в течение периода строительства и срока прибыльной экс­
плуатации к сумме средних фиксированных инвестиций, оборотных средств и про­
центов, начисляемых на фиксированный и оборотный капитал, которые отражают
изменение стоимости денег со временем. Это отношение выражают в виде процен­
тов, а не в виде долей единицы.
Для сравнения эффективности капиталовложений, обладающих разным сроком реа­
лизации илихарактеризуемыхпеременнойприбыльностью втечение срока реализации,
их рентабельность необходимо привести к общему временному периоду. Хотя для тако­
го сравнения можно взять любой временной отрезок, наиболее приемлемыми обычно
считаются сроки, исчисляемые относительно момента ввода в эксплуатацию. Расходы
до ввода в эксплуатацию идоходы и расходы после такого ввода приводятк их величине
в момент ввода в эксплуатацию. При дальнейшем изложении материала в рамках дан­
ной главы базой для расчетов выбран расчетный момент ввода в эксплуатацию.

19,4 . Дисконтированная рентабельность
419
19.4.1. Расходы до ввода в эксплуатацию
Расходы до ввода в эксплуатацию можно подразделить на две категории: те, ко­
торые равномерно распределяются на весь период до ввода в эксплуатацию, и еди­
новременные расходы, которые осуществляются в определенные моменты времени
до ввода в эксплуатацию. Строительные затраты обычно считают равномерно рас­
пределенными на период от начала строительства до ввода в эксплуатацию, хотя
аналогичные результаты можно получить, если считать их осуществляемыми еди­
новременно в середине этого периода. Текущие процентные начисления на строи­
тельные затраты, принимаемые равномерно распределенными на срок Т до ввода
в эксплуатацию, можно рассчитать исходя как из непрерывного, так и дискретного
(годового) сложного процента. Непрерывный сложный процент на строительные за­
траты рассчитывается по формуле
а дискретный — по формуле
се у 1п[1/(1 + 01
где PQ — начисления по сложному проценту при вводе в эксплуатацию; СС — сум­
марные затраты на строительство; Т — продолжительность периода строительства
в годах до ввода в эксплуатацию; i — годовая процентная ставка.
Затраты на земельный участок относятся к единовременным расходам. В при­
водимой формуле предполагается, что выплаты за земельный участок совпадают
по времени с началом строительства. Если выплата осуществляется в другое время,
вместо Т следует подставить соответствующее значение.
Непрерывный сложный процент на стоимость земельного участка
P0=(WT.
Дискретный (годовой) сложный процент на стоимость земельного участка
Ро = (LC(\ +/))Г>
где LC — стоимость земельного участка; Т число лет с момента выплаты до ввода
в эксплуатацию; i — годовая процентная ставка.
19.4.2. Расходы при вводе в эксплуатацию
К затратам, производимым при вводе в эксплуатацию, дисконтирующий множи­
тель не применяется. Их дисконтированная стоимость принимается равной стоимо­
сти в моментих осуществления. Основныевложения в это время состоятиз оборотных
средств, но могут иметь место и другие затраты, связанные с пуском завода.

420
Глава 19. Экономическая оценка
19.4.3. Доходы после ввода в эксплуатацию
Доход от предпринимательской деятельности обычно распределен по всему
годовому периоду, и в реалистическом приближении доход, получаемый в конце
каждых рабочих суток, можно считать равным 1/365 от годового дохода. Дискон­
тирующие множители для такого инкрементального (пошагового) дохода практи­
чески равны множителям для непрерывного дохода [6]. Хотя дисконтированный
доход следует вычислять исходя из непрерывной величины дохода, выбор непре­
рывного или дискретного сложного процента — отдельный вопрос [6, 7]. Приме­
няя соответствующую формулу, доход за каждый год можно привести к базовой
точке.
Доход, непрерывно дисконтированный по непрерывному сложному проценту,
P0=ACF
Доход, непрерывно дисконтированный по годовому сложному проценту,
Ро =ACF '[1/(1+/)]л -[1/(1
<
1п[1/(1+0] /
где ACF—нохап за год N;n — число лет после ввода в эксплуатацию; i — годовая про­
центная ставка.
В особом случае, когда после пуска объекта доход в течение экономического срока
его эксплуатации поступает равномерно, расчеты упрощаются. Равномерный доход,
непрерывно дисконтированный по непрерывному сложному проценту,
Ро=ACF
Равномерный доход, непрерывно дисконтированный по годовому сложному
проценту,
P0=ACF '[1/(1+1)]"-[1/(1+/)]"-"
.
1п[1/(1+0] ,
(19.3)
Бывают затраты, которые считаются неамортизируемыми и возвращаемыми
в конце срока эксплуатации объекта. К ним относятся стоимость земельного участ­
ка, оборотные средства и остаточная стоимость оборудования. Их необходимо при­
вести к дисконтированной стоимости при вводе в эксплуатацию.
По непрерывному сложному проценту:
P0=(SV + LC + WC)e-in.
(19-4)

19.5. Практический пример: экономическая оценка
421
По годовому сложному проценту:
P0=(SV+LC + PFC)
(19.5)
где SV — остаточная стоимость, долл.; LC — стоимость земельного участка, долл.;
WC — оборотные средства, долл.; I — годовая процентная ставка, долей единицы;
п — экономический срок эксплуатации объекта, лет.
Во многих случаях остаточную стоимость принимают равной затратам на ликви­
дацию и поэтому не учитывают в возвращаемых затратах.
Дисконтированную рентабельность устанавливать методом подбора, так как необ­
ходимо определить процентную ставку, при которой уравниваются сумма всех дохо­
дов и сумма всех капиталовложений, приведенные к моменту ввода в эксплуатацию.
Типичное уравнение баланса между непрерывно дисконтированным доходом и не­
прерывным сложным процентом на капитал при равномерном распределении годо­
вых доходов имеет вид
(19.6)
Здесь известны все величины, кроме действующей процентной ставки i. Для нее
принимается?какое-либо значение, и если сумма оказывается положительной, то вы­
бранное значение процентной ставки слишком велико и расчет повторяют для мень­
шего значения i. Если сумма отрицательна, то выбранное значение процентной
ставки слишком мало и расчет следует повторить, выбрав большее значение процент­
ной ставки. Пробные расчеты продолжают до тех пор, пока не будет найдена значе­
ние процентной ставки, для которой указанная сумма не окажется близкой к нулю.
Дисконтированную рентабельность следует определять с точностью лишь до двух
значащих цифр.
19.5. ПРАКТИЧЕСКИЙ ПРИМЕР:
ЭКОНОМИЧЕСКАЯ ОЦЕНКА
В табл. 19.1 представлены расчетные затраты на сооружение технологических
установок НПЗ и их потребность в энергоносителях.
Затраты на систему водяного охлаждения и паровую систему и потребность в до­
бавочной воде рассчитаны согласно правилам, принятым в главе 18.
Расчетный срок начала строительства — август 2006 года; ожидаемый срок ввода
в эксплуатацию — август 2008 года. Для приведения затрат к значениям для 2008 года
применяется индекс инфляции 3 % в год.
Оборотные средства приняты равными 10 % от затрат на строительство. Анализ
потребности в персонале показывает, что для эксплуатации завода требуется пример­
но 139 человек, исключая персонал техобслуживания и ремонта. Затраты на оплату

4
2
2
Г
л
а
в
а
1
9
.
Э
к
о
н
о
м
и
ч
е
с
к
а
я
о
ц
е
н
к
а
Капитальные затраты и расход энергоносителей
Млн
БТЕ/ч
о
\
0
4
92
С
ч
267
301
68
-
300
178
С
П
396
408
Топли­
во, тыс .
фунт/ч
25,0
21,0
24,00
13,4
15,0
44,3
33,2
а
27,1
49
0
4
С
П
*
Технологиче­
ский пар, тыс .
фунт/ч
87
к
|
147
*
Охлаждаю­
щая вода,
галлон/мин
277
417
2336
990
И 130
12 550
12 300
3319
|
о
О
С
Ч
«
Л
Г
*
-
3237
10 577
417
5660
14 697
Электроэнер­
гия, тыс.
кВтч/сут
О
50
O
I
192
217
213
О
О
С
П
•
—
<
S
06
4
0
с
ч
С
П
С
П
Тыс.
долл.,
2005 г.
5500
000 08
49 400
149 000
71 800
78 000
134 200 •
122 900
27800
71500
29 000
32 000
3000
53 300
27 300
Бар./
раб.сут
103 200
103 200
55 879
21 193
33 113
37 339
37 012
D
O
С
Ч
0
4
о
4
0
С
П
о
о
18 636
6021
5900
3170
43,3
•
’
Ф
С
П
Коэффици­
ент эксплуа­
тации3
96,9
96,9
96,9
96,1
96,8
С
О
О
х
«
п
О
ч
97,1
!
96,8
96,8
96,8
0
4
96,1
97,1
96,9
Бар./
кал. суг
000 001
О
о
о
о
о
54 147
о
С
П
о
О
)
32 053
36 144
35 421
10 621
18 040
18 040
5828
5735
3170
42
С
П
Установка обессоливания
Колонна атмосферной
пеоегонки
Колонна вакуумной
пеоегонки
Установка коксования
Установка гидроочистки
средних дистиллятов6
Установка гидроочистки
сырья каталитического
крекинга6
Установка
каталитического
крекинга6
Установка гидрокрекинга6
Установка гидроочистки
бензиновых фракций6
Установка риформинга6 !
Установка изомеризации6
Установка алкилирования6
Установка полимеризации
Установка получения Н2,
млн н. kv6. Avt/cvt
Установка переработки
насыщенных углеводо­
родных газов, млн
;
фут/сут

1
9
.
5
.
П
р
а
к
т
и
ч
е
с
к
и
й
п
р
и
м
е
р
:
э
к
о
н
о
м
и
ч
е
с
к
а
я
о
ц
е
н
к
а
4
2
3
О
е
п
2484
205
12689
С
П
136,7
34,2
170,9
4
0
249
5016
34
5299
1630
|
87057 |
13 135
100 679
с
*
1021
С
П
Ч
О
1084
9100
13 500
о
970 800
I
19500 1
33 300
990300
460 000
1 450 300
| 217 545
0
0
г
-
4
©
4
0
725 850
2 393 695
673
C
S
0,4352•1667845=
е
л
ч
о
О
\
96,9
96,9
652
>
•
Установка аминовой
очистки, галлон/мин
Установка Клауса, англ,
т/сут
Установка SCOT, англ ,
т/сут
Всего
Система водяного
охлаждения (+15 %)
Паровая система (+25 %)
Всего
Хранилища
Всего
Общезаводское хозяйство
(15%)
Всего
Фактор местоположения
(1,2)
Дополнительные затраты
(1,04)
Непредвиденные затраты
(1,15)
Итого
к
с
:
§
c
t
1
о
С
;
о
Л
о
о
,
с
м
2
’
“
Ч
о
O
Q
S
t
-
н
X
и
?
S
о
о
о
&
о
.
о
5
о
.
в
§
S
У
C
Q
§
О
ю
X
о
с
в
X
Е
-
*
с
в
>
»
Е
-
р
,
в
с
в
—
'
М
Ь
g
§
£
с
о
§
ж
О
S
о
т
-
5

424
Глава 19. Экономическая оценка
труда персонала техобслуживания и ремонта включены в годовые затраты на обслу­
живание и ремонт, принятые равными 4,5 % от капитальных затрат. Средняя годовая
зарплата с учетом дополнительных выплат — 80 тыс. долл.
Срок эксплуатации завода принимается 20 лет, затраты на ликвидацию равны
остаточной стоимости. Применяется равномерная амортизация.
Ставка федерального налога — 38 %, ставка налога штата — 7 %.
Результирующие величины капитальных затрат и расхода энергоносителей пока­
заны в табл. 19.1, эксплуатационные затраты — в табл. 19.2 .
Итоговые величины эксплуатационных затрат
Таблица 19.2
Затраты
Величина, тыс. долл, в год
Химреагенты и катализаторы
10 205
Добавочная вода
922
Электроэнергия
31653
Топливо
100 127
Страхование
13 078
Местные налоги
26 157
Обслуживание
117 704
Различное вспомогательное сырье и материалы
3923
Персонал завода и операторы
11120
Всего’
314889
3 Дополнительные пункты, такие как непроизводительные расходы и затраты на исследо­
вания и разработку, меняются в широких пределах для разных НПЗ и компаний. Здесь они
опущены.
Объемы переработки сырья и производства продуктов вместе с ценами указаны
в табл. 19.3, годовые величины расходов и доходов — в табл. 19.4, а капиталовложе­
ния, срок окупаемости и цифры рентабельности — в табл. 19.5 .
Таблица 19.3
Годовые объемы переработки сырья и производства продуктов (по ценам 2005 г.)
Сырье
Баррелей
за календ, сутки
Цена, долл,
за баррель
Тыс. долл,
в год
Сырье (расходы)
Нефть месторождения Норт-Слоуп
100 000
63,50
2 317 750
Нормальный бутан
796
53,80
15 631

19.5 . Практический пример: экономическая оценка
425
Окончание табл. 19.3
Сырье
Баррелей
за календ, сутки
Цена, долл,
за баррель
Тыс. долл,
в год
Метан, тыс. н . куб . футов за сутки
10 920
3,60
39 312
МТБЭ
1595
37,80
22 006
Всего
2 394 699
Продукты (сбыт)
Газовое топливо, млн БТЕ/сут
25 415
3,60
91494
Сжиженный нефтяной газ
3115
53,10
60 373
Бензин
53182
92,50
1795 557
Реактивное топливо
24 729
96,30
869 212
Дистиллятное топливо (No 2)
19 996
83,35
605000
Кокс, т/суг
825
20,00
6023
Сера, англ, т/сут
117
18,00
770
Всего
3 428 429
Расходы и доходы
Таблица 19.4
Вид расхода/дохода
Сумма, тыс. долл, в год
Валовой доход
3 428 429
Затраты на производство:
сырье
2 394 699
эксплуатационные затраты
314 889
амортизация
130 783
Всего
2 840 371
Прибыль:
до налогообложения
588 058
за вычетом федеральных и местных налогов
294 029
чистая
294029
кассовая
424 812

426
Глава 19. Экономическая оценка
Капиталовложения
Таблица 19.5
Показатель
Сумма
Строительные затраты, долл.
2 615 655 000
Стоимость земли, долл.
5 000 000
Оборотные средства, долл.
261 565 500
;
Всего, долл.
2 882220500
Рентабельность первоначальных капиталовложений, %
14,7
Срок окупаемости, лет
6,8
Дисконтированная рентабельность, %
8,0
19.6. ПРАКТИЧЕСКИЙ ПРИМЕР:
ЭКОНОМИЧЕСКОЕ РЕШЕНИЕ
19.6.1. Затраты на хранилища
Исходя из 50 баррелей объема хранилищ на 1 баррель пропускной способности
за календарные сутки, принимаем объем хранилищ для нормального бутана на 21-су­
точный срок («-бутан: 5260 баррелей за сутки х 21 суг =110 460 баррелей). Объем хра­
нилищ общего назначения = Суммарный объем хранилищ — Объем сферических
резервуаров для «-бутана = 5 000 000 баррелей — 110 460 баррелей = 4889 540 баррелей.
Затраты, тыс. долл .
Хранилища общего назначения при стоимости 90 долл, за баррель:
4 889540•90долл. =
440 059
Сферические хранилища для «-бутана при стоимости 105 долл, за бар­
рель: 110 460 • 125 долл. =
13 808
Суммарные затраты на хранилища =
453 867
19.6.2. Капиталовложения
Капиталовложения по ценам 2005 г. — 2 393 695 000 долл. (см. табл. 19.1).
Индекс инфляции — 3 % в год.
Планируемый срок окончания строительства — август 2007 г.
Расчетные капиталовложения на момент окончания строительства: 2 393 695 000 х
х1,033 = 2 615 655 000 долл.
19.6.3. Затраты на добавочную воду
1. Градирни (расход добавочной воды — 5 %).
Расход добавочной воды: 0,05 • 104 434 галлонов за минуту = 5222 галлонов
за минуту.

19.5. Практический пример: экономическое решение
427
2. Котлы (расход добавочной воды — 5 %; общая паропроизводигельность —
212 700 фунт/ч).
Расход добавочной воды: 212 700 • 0,05 = 10 635 фунтов за час = 21 галлонов за минуту.
3. Технологическая вода — 240 галлонов за минуту.
Общий расход добавочной воды — 5483 галлонов за минуту.
Годовые затраты надобавочную воду: (5483 галлонов за минуту/1000) • 1440 мин/сут х
х 365 сут/г х 0,32 долл. /1000 галлонов = 922 197 долл.
19.6.4. Затраты на химреагенты и катализаторы
Затраты
Сумма, долл,
за календ, сутки
Установка обессоливания:
деэмульгатор: 500 фунт/сут х 2,40 долл./фунт
каустическая сода: 200 фунт/сут х 1,05 долл./фунт
1200
210
Установка гидроочистки средних дистиллятов: 32 053 баррелей за сутки х
х0,05
1603
Установка гидроочистки сырья каталитического крекинга: 36 144 барре­
лей за сутки х0,05
1807
Установка каталитического крекинга: 35 421 баррель за сутки х 0,24
8501
Установка гидроочистки бензиновых фракций: 18 040 баррелей за сутки х
х0,05
»
902
Установка каталитического риформинга: 18 040 баррелей за сутки х
х0,16
2886
Установка изомеризации: 5828 баррелей за сутки х 0,08
466
Установка алкилирования:
2,240 фунт/сут HFx 1,10 долл./фунт
1,490 фунт/сут NaOH х 0,30 долл./фунт
2464
447
Установка гидрокрекинга: 16 930 баррелей за сутки х 0,32
5418
Установка по производству водорода (см. табл . 13.10)
1773
Установка аминовой очистки: 116 фунт/сут х 2,30 долл./фунт
267
Установка SCOT: 6 фунт/сут х 2,30 долл./фунт
14
Всего
27 958
27958•365= 10204670долл,вгод.
19.6.5. Затраты на электроэнергию
Расход электроэнергии — 1 084 000 кВтч/сут при цене 0,08 долл, за 1 кВтч.
Годовые затраты: 1 084 000 • 365 • 0,08 долл. = 31 652 800 долл.

428
Глава 19. Экономическая оценка
19.6.6. Топливо
Потребность в топливе — 2689 млн БТЕ/ч.
Приобретаемое газовое топливо: 2689 млн БТЕ/ч х 4,25 долл. за 1 млн БТЕ= 11430долл,
за час.
Годовые затраты: И 430 долл, х 24 х 365 = 100 126 800 долл, за год.
19.6.7. Стоимость страхования
При средней ставке страхования 0,5 % в год от капитальных затрат:
2 615 655 000 долл, х 0,005 = 13 078 275 долл.
19.6.8. Местные налоги
При средней ставке местных налогов 1 % в год от капитальных затрат:
2 615 655 000 долл, х 0,01 =26 156 550 долл.
19.6.9. Затраты на обслуживание
При средних затратах на обслуживание 4,5 % в год от капитальных затрат,
учитывая затраты на материалы и оплату труда: 2 615 655 000 долл, х 0,045 =
= 117 704 475 долл.
19.6.10. Затраты на различное вспомогательное
сырье и материалы
При средних затратах на различное вспомогательное сырье и материалы в разме­
ре 0,15 % в год от капитальных затрат: 2 615 655 000 долл, х 0,0015 = 3 923 483 долл.
Приведенный анализ показал, что расчетная величина окупаемости капиталов­
ложений не покрывает существующие риски. Чтобы капиталовложения в сооруже­
ние НПЗ с пропускной способностью 100 тыс. баррелей нефти за календарные сутки
были экономически целесообразными, разница между ценами на продукты и сырье
должна быть большей.
ЗАДАЧИ
1. Определить дисконтированную рентабельность, простую рентабельность
и срок окупаемости капиталовложений в НПЗ при следующих условиях:
—
строительные затраты — 210 000 000 долл.;
—
оборотные средства — 21 000 000 долл.;
—
стоимость земли — 4 200 000 долл.;
—
годовые затраты на сырье — 283 000 000 долл.;
—
годовой валовой доход — 433 000 000 долл.;
—
годовые эксплуатационные затраты — 31 300 000 долл.

Литература
429
Принять З-летний срок строительства, 20-летний экономический срок эксплуата­
ции при равномерной амортизации и ставке федеральных и местных налогов 48 и 8 %
соответственно. Затраты на ликвидацию равны остаточной стоимости.
2. Какой будет дисконтированная рентабельность при условиях задачи 1, если
строительство займет: а) 4 года; б) 2 года?
3. Какими будут дисконтированная рентабельность, срок окупаемости и рента­
бельность первоначальных капиталовложений при условиях задачи 1, если: а) НПЗ
будет работать с 95%-ной пропускной способностью; б) эксплуатационные затраты
снизятся на 1 %?
4. Используя условия задачи 1, провести анализ чувствительности согласно
разд. 14.1. Какие факторы будут иметь наибольшее значение для точного прогнози­
рования?
5. Какой будет рентабельность в течение первых 10 лет эксплуатации в задаче 1,
если вместо равномерной амортизации использовать метод снижающейся балансо­
вой стоимости?
ЛИТЕРАТУРА
1. Perry, R.H., Chilton, С.Н ., and Kirkpatrick, S.D ., Chemical Engineers’ Handbook, 7th ed., Mc­
Graw-Hill Book Co., New York, 1997, pp. 63-78.
2. Dickinson. W.H., AIEE Trans., paper 60—55, pp. 110—124, April 1960.
3. Happel, J^,Chem. Eng. Progr. 57(12), pp. 533—539,1995.
4. Stcrmole;-. F .J . and Stermole, J.M ., Economic Evaluation and Investment Decision Methods,
11th ed., Investment Evaluation Corp., Golden, CO, 2006.
5. Weaver, J.B. and Reilly, R.J., Chem. Eng. Progr. 52(10), pp. 405—412, 1956.
6. Congelliere, R.H., Chem. Eng. 77(25), pp. 109—112, 1970.
7. Helen, F.C . and Black, J.H., Costand Optimization Engineering, 2nd ed., McGraw-Hill Book Co.,
New York, 1983.

Глоссарий
AGO (atmospheric gas oil). Атмосферный газойль . Компонент дизельного топлива и печного
топлива No 2, отбираемый как боковой погон колонны атмосферной перегонки.
ARC (atmospheric reduced crude). Остаток атмосферной перегонки нефти. Нижний продукт
атмосферной колонны.
BFOE (Barrelsfuel oil equivalent). Объем условного топлива с теплотворностью б 050 тыс. БТЕ
на баррель, при сгорании которого выделяется количество тепловой энергии, равное выделя­
емому при сгорании данного количества данного топлива, рассчитанному исходя из низшей
теплотворной способности.
САВР. Средняя кубическая температура кипения. Вычисляется по формуле
гдеxvl — объемная доля компонента f, Tbi—температура кипения компонента I.
CER (combinedfeed ratio). Кратность комбинированного сырья . Отношение суммарного (с уче­
том рециркулирующего) количества сырья к количеству свежего сырья (коэффициентзагрузки).
Е85. Топливо, содержащее от 70 до 85 % этанола.
FOE (fuel oil equivalent). Эквивалентное число баррелей условного топлива (условная тепло­
творная способность 6,05 • 10“ БТЕ/баррель), определяемое исходя из низшей теплотворной
способности (БТЕ = 0,252 ккал).
MONC (motor octane number clear). Октановое число по моторному' методу' (в неэтилирован­
ном виде).
RONC (research octane number clear). Октановое число по исследовательскому методу (в не­
этилированном виде).
WTI (West Texas Intermediate). Западнотехасская средняя нефть . Одна из марок, цены на ко­
торые используются как индикаторы цен на нефть.
Алкилат. Продукт процесса алкилирования . Высококачественный компонент бензина с вы­
соким октановым числом и низкой чувствительностью к дорожным условиям.
Алкилирование. Процесс соединения олефинов и изопарафинов (в частности, реакция бу­
тиленов и изобутана с участием концентрированной серной или фтористоводородной кислот
с образованием высокооктанового низкочувствительного компонента бензина).
Анилиновая точка. Минимальная температура полной смешиваемости равных объемов ани­
лина и испытуемого вещества. Рассматривается как признак содержания парафинов в образ­
це. Анилиновая точка используется также для классификации воспламеняемости дизельных
топлив.

Глоссарий
431
Ароматический углеводород. Углеводородное соединение, содержащее по меныпей мере
одно бензольное кольцо.
Атмосферный остаток нефти. Нефть, удельный вес которой в 'API уменьшен отгонкой лег­
ких низкокипящих компонентов.
Баррели за календарные сутки (BPCD, или В/CD). Средняя величина расхода, определяемая
исходя из 365 суток работы за год.
Баррели за рабочие (или эксплуатационные) сутки (BPSD, или B/SD). Величина расхода,
определяемая исходя из действительного времени работы установки или группы установок.
Равна расходу в баррелях за календарные сутки, деленному на коэффициент эксплуатации.
Баррель. Единица измерения объема сырья и продуктов нефтепереработки, равная 42 гал­
лонам США (159 л).
Бесцветное топливо. Топливо без добавок ТЭС. Согласно федеральным правилам, топлива,
содержащие свинец, должны быть окрашены.
Брайтсток. Тяжелое высоковязкое масло (часто отбираемое с низа колонны вакуумной пе­
регонки), из которого удалены асфальтены, ароматические соединения и твердые парафины.
Это один из видов сырья для установки приготовления смазочных масел.
Бромный индекс. Мера количества вещества в образце, реагирующего с бромом; определя­
ется методом ASTM D-2110.
Вакуумный газойль. Боковой погон колонны вакуумной перегонки .
Взаимозаменимые углеводороды (fungible). Углеводороды, которые допускают перекачку
по общим трубопроводам.
Высота некоптящего пламени. Показатель качества сгорания реактивных топлив, керосина
и осветительных теплив. Определяется как максимальная высота пламени в миллиметрах, при
превышении которой пламя начинает коптить. Метод определения ASTMD-\312.
Вязкость. Внутреннее сопротивление жидкости течению выражается через ее вязкость.
Свойство жидкости сопротивляться в условиях течения мгновенным изменениям формы или
перестройке частей жидкости, обусловленное внутренним трением. Вязкость, как правило,
измеряют количеством секунд, за которое стандартный объем жидкости при определенной
температуре вытекает из стандартного измерительного аппарата. Распространенные шкалы
измерения вязкости — вязкость в секундах по универсальному вискозиметру Сейболта, вяз­
кость в секундах по вискозиметру Furol Сейболта, вязкость в пуазах и кинематическая вязкость
(в стоксах или сантистоксах).
Газ для гидроочистки. Легкие газы, обычно с высоким содержанием водорода, необходимые
для таких нефтезаводских процессов гидроочистки, как гидрообессеривание. В качестве тако­
го газа при гидрообессеривания обычно используются водородсодержаший газ установки ка­
талитического риформинга или продукт установки по производству водорода.
Газойль. Дистилляты с молекулярными массами и температурами кипения выше, чем у тя­
желой бензиновой фракции (выше 400 °F, или 205 °C). Газойлем часто называют дистилляты
тяжелее керосина. Ранее газойль добавляли в светильный или коммунальный газ для получе­
ния светящегося пламени. Отсюда и происходит название «газойль».
Граница отделения фракции. Предельная температура отбора погона, обычно выбираемая
исходя из истинных температур кипения, хотя нередко используются температуры выкипа­
ния по ASTM.
Границы установки (BL). Условная внешняя граница участка, занимаемого установкой,
в пределах которой располагается все оборудование данного технологического процесса.

432
Глоссарий
Давление паров по Рейду (ЛУР). Давление паров продукта при 100 °F (37,8 °C), определяемое
в четырехкратном объеме воздуха. Является показателем легкости пуска двигателя и склонно­
сти моторного бензина к образованию паровых пробок, а также взрывоопасности и потерь на
испарение. Метод определения ASTM Д-323. Обычно выражается в кПа илиpsig.
Декантат. Нижний продукт (тяжелый газойль) ректификационной колонны установки FCC
после отделения от него катализатора.
Депарафинизация. Удаление твердого парафина из смазочных масел охлаждением и филь­
трованием, экстракцией растворителями или избирательным гидрокрекингом.
Дизельное топливо с ультранизким содержанием серы ( ULSD). Дизельное топливо с содержа­
нием серы менее 15 мг/кг.
Дизельный индекс (Ш). Мера воспламеняемости дизельного топлива. Определяется как
Д/= ‘API х Анилиновая точка /100.
Чем вьпне дизельный индекс, тем лучше воспламеняемость (качество зажигания) топлива.
По этому показателю можно оценивать цетановое число (если нет стандартизованных мето­
дов испытаний для его определения) топлива, используя зависимости, уникальные для каждой
марки нефти и процесса получения.
Дистиллят. Любая жидкость, полученная испарением и последующим конденсированием.
Докторская проба. Метод определения наличия меркаптановой серы в нефтепродуктах.
Метод применяется к продуктам, которые по коммерческим причинам должны быть дезодо­
рированы, в особенности к бензиновым фракциям. Метод ASTM Д-484.
Дорожное октановое число. Количество изоокгана в процентах по объему, которое долж­
но содержаться в его смеси с нормальным пентаном для начала детонации при тех же услови­
ях нагрузки, оборотов и угла опережения зажигания, в каких испытывается данное топливо.
Жесткость условий. Степень интенсивности рабочих условий технологической установки.
О жесткости условий могут свидетельствовать октановое число продукта по исследователь­
скому методу при риформинге, глубина переработки сырья при каталитическом крекинге или
сами рабочие, условия (обычно это температура: чем она выше, тем жестче рабочие условия).
Заявленное октановое число (posted octane number, PON). Арифметическое среднее октано­
вых чисел по исследовательскому и моторному методам. Федеральный закон США требует
указывать это число на бензозаправочных колонках.
Изомерат. Продукт процесса изомеризации.
Изомеризация. Перестройка молекул линейных углеводородов с образованием молекул
с разветвленными боковыми цепями. Пентаны и гексаны, молекулы которых трудно поддают­
ся перестройке, изомеризуют на катализаторах из благородных металлов, получая компонен­
ты бензина с достаточно высоким октановым числом. Нормальный бутан часто изомеризуют
в целях получения сырья для процессов алкилирования.
Индекс корреляции (CI). Показатель, разработанный Горным бюро США для оценки от­
дельных фракций нефти. Шкала CZ основана на линейных углеводородах с значением С1= 0
и бензоле с С1= 100. Показатель соотношения водород/углерод и ароматичности образца.
Индекс паровой пробки. Мера склонности бензина образовывать чрезмерное количество
паров в топливной линии, что вызывает вытеснение жидкости с последующим сбоем в нор­
мальной работедвигателя. Индекс паровой пробки обычно зависит отдавления паров по Рейду
и процента отгонки при 158 °F (70 °C).
Индекс смешения для температуры потери текучести (pour blending index, PBI). Величина, эм­
пирически связанная с температурой потери текучести компонента, позволяющая определять

Глоссарий
433
этот показатель для смесей различных компонентов. Этот метод наиболее точен при смеше­
нии компонентов, полученных из одной и той же нефти.
Испытание на бромное число. Испытание, проводимое для измерения содержания ненасы­
щенных соединений (олефинов и диолефинов) в образце; проводится согласно ASTMD-1159.
Испытание на кислотное число. Метод ASTM для определения органической кислотности
нефтезаводских продуктов.
Испытаниена разогрев под воздействием серной кислоты. Испытание, свидетельствующее о со­
держании ненасыщенных компонентов в нефтяных дистиллятах. Результаты являются мерой
количества ненасыщенных углеводородов, прореагировавших с серной кислотой (Н^ОД
Катализатор. Вещество, которое способствует протеканию химической реакции, но само
в результате реакции химически не изменяется.
Каталитический рециркулят. Часть потока продуктов реакции каталитического крекинга, не
превращенная в бензиновые фракции и другие легкие продукты. Каталитический рециркуляг
обычно имееттемпературу кипения выше 340 °F (170 °C) и может полностью или частично воз­
вращаться на вход реактора. В последнем случае невозвращаемая часть используется как ком­
понент смешения или подвергается дальнейшей переработке.
Каффеиповое число. Величина, связанная с содержанием канцерогенных соединений (вы­
сокомолекулярных ароматических углеводородов, называемых дегтями) в нефти или нефте­
продукте.
Керосин. Среднедистиллятный продукт, состоящий из компонентов с температурами кипе­
ния в интервале от 300 до 550 "F (от 149 до 293 °C). Точный интервал кипения определяется раз­
личными спецификациями на готовый керосин.
Коксовый остаток (коксуемость) по Конрадсопу. Метод испытания, применяемый для опре­
деления величины коксового остатка. Выражается в процентах по массе . Метод определе­
ния - ASTM D-189.
Коксовый остаток (коксуемость) по Рамсботгому. Мера коксообразующего потенциала (ко­
личества образующегося кокса) нефтяной фракции. Рекомендуется использовать вместо кок­
сового остатка по Конрадсону. Метод определенияЛбТЛ/'.0 -524. Коксовый остаток выражается
в процентах от массы исходного образца.
Коксовый остаток (коксуемость). Мера склонности нефти или нефтепродуктов к образова­
нию кокса. Определяется деструктивной перегонкой образца в отсутствие воздуха до полу­
чения твердого остатка. Выражается в процентах по отношению к массе исходного образца.
Существуют два стандартных метода определения коксового остатка: метод определения кок­
сового остатка по Конрадсону и метод определения коксового остатка по Рамсботгому.
Конечная температура образования паров фракции (final vapor temperature). Таким способом
интервалы кипения обычно выражают при анализе сырой нефти, исходя из истинной темпе­
ратуры кипения.
Конечная температура отгонки. Верхний температурный предел процесса отгонки.
Коэффициент летучести. Эмпирическая величина, характеризующая свойства летуче­
сти бензина. Она учитывает фактические условия эксплуатации и климатические факторы .
Коэффициент летучести в общем виде определяется как функция давления паров по Рейду,
процента отгонки при 158 °F (70 °C) и процента отгонки при 212 °F (100 °C). Был введен для
предсказания склонности бензина к образованию паровых пробок.
Коэффициент эксплуатации. Величина, связывающая фактическое время пребывания
технологической установки в эксплуатации с проектным суммарным временем, в течение

434
Глоссарий
которого установка можетэксплуатироваться. Коэффициентэксплуатации учитывает как пла­
новые, таки непредвиденные остановки.
Крекинг. Расщепление высокомолекулярных углеводородов на более легкие компоненты
под воздействием высокой температуры. Наличие подходящего катализатора улучшает выход
и качество продуктов по сравнению с обычным термическим крекингом.
Кубовый продукт (остаток). Высококипящий остаток, отбираемый из нижней секции ко­
лонны фракционирования.
Легкая прямогонная фракция [light straight-run). Низкокипящая бензиновая фракция, отби­
раемая из колонны атмосферной перегонки и обычно состоящая из пентанов и гексанов.
Метод разгонки 15/5. Лабораторная разгонка, осуществляемая в ректификационной колон­
ке с 15 теоретическими тарелками при кратности орошения 5:1. Четкое фракционирование
позволяет точно определять температуры кипения. По этой причине такой способ называют
методом разгонки для определения истинных температур кипения. Весьма близко соответ -
ствуеттипу фракционирования, осуществляемого в нефтезаводских условиях.
МТАЭ. Метил -тре/и-амиловый эфир . Высокооктановый оксигенатный компонент бензи­
на, получаемый реакцией изоамилена (изопентилена) с метанолом.
МТБЭ. Метил -трети -бугиловыйэфир . Высокооктановый оксигенатный компонент бензи­
на, получаемый реакцией метанола с изобутиленом.
Нафталин. Ароматическое соединение в интервале кипения реактивных топлив, молекула
которого содержит два бензольных кольца.
Нейтральные масла. Палевые или красные масла низкой вязкости, получаемые перегонкой
депарафинированных масел.
Низшая теплота сгорания (теплотворность, теплотворная способность) топлив (lower heat­
ing value). Количество теплоты, выделяемое при полном окислении топлива при температуре
окружающей среды 60 Т (25 ’С) до двуокиси углерода и водяного пара с конечной температу­
рой 60 Т (25 ’С).
Нормальные кубические футы [standard cubicfeet, scf). Объем газа, выраженный в кубических
футах в стандартных условиях. Для нефтяных и природных газов приняты следующие стан­
дартные условия: давление 14,696psia (101,5 кПа) и температура 60 “F (15 "С).
НПЗ с простой схемой переработки (hydroskimming refinery). Нефтеперегонный завод с усга-
новкойкаталитического риформинга.
Обогащенная нефть. Нефть, к которой добавляется отдельная фракция, что позволяет уве­
личить объем добычи первой.
Оксигенат. Любое органическое соединение, содержащее кислород. В нефтяной промыш­
ленности это такие кислородсодержащие соединения, как спирты и сложные эфиры, которые
добавляют в топливадля уменьшения выбросов окиси углерода двигателями.
Октановое число по исследовательскому методу [RON, CFRR, JF-1). Процентное содержа­
ние по объему изоокгана в его смеси с нормальным гептаном, которая детонирует с такой же
интенсивностью, как и испытуемое топливо. Определяется на стандартизованном испыта­
тельном двигателе в стандартизованных условиях (900 об/мин). Результаты сравнимы с теми,
которые показывают двигатели автомобилей при движении с низкой скоростью в городских
условиях. Метод определения ASTM Л-2722 .
Октановое число по моторному методу (MON, ASTM ON, FL). Определяемая в лаборатор­
ных условиях мера стойкости бензина к детонации, связанная с эксплуатационными каче­
ствами бензина при езде по автомагистралям. Процентное содержание по объему изоокгана

Глоссарий
435
в его смеси с нормальным гептаном, которая детонирует с такой же интенсивностью, как и ис­
пытуемое топливо. Определяется на стандартизованном испытательном двигателе в стандар­
тизованных условиях (900 об/мин). Результаты испытания приблизительно соответствуют
условиям движения с высокой постоянной скоростью. Метод определения ASTM75-2723.
Октановое число смешения. Высокооктановые компоненты при добавлении в бензин в от­
носительно малых количествах ведут себя так, как если бы их октановое число было выше, чем
показывают лабораторные испытания чистых компонентов. Эффективное октановое число
компонента, проявляемое последним в смеси, называется октановым числом смешения.
Олефин. Ненасыщенный углеводород, молекула которого содержит двойную связь между
двумя атомами углерода.
ОПЕК (Organization of Petroleum Exporting Countries). Организация стран
—
экспортеров
нефти.
Осветление. Удаление или превращение в безопасные вещества соединений серы в нефте­
продукте любым из процессов (удаление меркаптанов, промывка каустиком и водой и т. д .) .
Осветленный газойль. Декантированный газойль (декантат) установки FCC.
Остаток. Неотогяанная часть нефти . Обычно нижний продукт колонн атмосферной или
вакуумной перегонки.
Отношение катализатор/сырье (С/О), или кратность циркулянии катализатора. Отношение
массы циркулирующего катализатора, поступающего в реактор FCC, к массе углеводородного
сырья, подаваемого в реактор за тот же отрезок времени.
Очистка глиной. Процесс, протекающий при повышенной температуре и давлении, приме­
няемый обычно к бензиновым фракциям термического крекинга дляулучшения стабильности
и цвета. Стабильность повышается вследствие адсорбции и полимеризации химически актив­
ных олефинов’-’бензиновых фракций крекинга. Очистка глиной применяется для удаления из
реактивного топлива поверхностно-активных веществ, неблагоприятно влияющих на его во­
доотделительные свойства.
Очистка хлоридом алюминия. Процесс улучшения качества бензиновых фракций парового
крекинга с применением хлорида алюминия (А1С1Э) в качестве катализатора. Процесс улучша­
ет цвет и запах бензиновых фракций полимеризацией нежелательных олефинов до смол. Про­
цесс применяют и в тех случаях, когда желательно образование смол.
Парафин. Насыщенное углеводородное соединение, в молекуле которого все атомы углеро­
да соединены простыми (одинарными) связями.
Парафиновый гач. Парафин, получаемый при депарафинизации компонентов смазочных
масел. Содержит некоторое количество масла и для получения конечного парафинового про­
дукта должен быть обезмаслен.
Петролатум. Микрокристаллический парафин .
Плотность. Плотность нефти и нефтепродуктов обычно выражают в ‘API, через (относи­
тельный) удельный вес или в килограммах на кубический метр (кг/м’). Численные значения
удельного веса и плотности в кг/дм’ равны; это значит, что, например, фракция с удельным
весом 0,873 имеет плотность 0,873 кг/дм3. Шкала удельного веса в ‘APIустроена наоборот:
большие значения соответствуют менее тяжелому веществу, а меньшие — более тяжелому
(удельный вес воды =10 °АРГ). Удельный вес жидкостей в ‘APIвсегда определяется при темпе­
ратуре 15,6 'С (60 °F).
Погон (фракция). Часть нефти, кипящая в определенных температурныхпределах. Эти пре­
делы обычно выбираются исходя из истинных температур кипения.

436
Глоссарий
Полимеризация. Соединение двух или более ненасыщенных молекул с образованием моле­
кулы большей молекулярной массы. Пропилены и бутилены — первичное сырье для нефте­
заводских процессов полимеризации на твердых или жидких катализаторах на фосфорной
кислоте.
Поочередный режим работы. Работа установки (например, трубчатой перегонной) в.усло­
виях периодического изменения сырья (когда за один раз перерабатывается один вид сырья
без смешивания разных видов) или внутренних условий, направленная на получение требу­
емой номенклатуры сырых продуктов. Поочередный режим работы необходим для соответ­
ствия различных готовых продуктов спецификациям. Такой режим часто предпочтителен, так
как каждый вид сырья можно перерабатывать в оптимальных для него условиях.
Прямогонные нефтепродукты. Продукты прямой перегонки нефти, не подвергшиеся кре­
кингу или иному воздействию, вызывающему заметные химические изменения в составе.
Прямогонный бензин. Бензиновая фракция, отогнанная из нефти. Прямогонные бензи­
ны содержат главным образом парафиновые углеводороды и имеют более низкие октановые
числа, чем бензин, полученный из той же нефти крекингом.
Разгонка по Гемпелю. Метод разгонки, практикуемый Горным бюро США (ныне Министер­
ство энергетики). Результаты часто взаимозаменимы с результатами разгонки для определения
истинных температур кипения.
Рафинат. Остаточный продукт процесса экстракции . Пример — экстракция фурфуролом
ароматических соединений из масляных дистиллятов. Рафинат практически не содержит аро­
матических углеводородов, обладающих неудовлетворительными вязкостно-температурными
характеристиками (т. е . имеющих низкий индекс вязкости, что означает большую скорость из­
менения вязкости с температурой).
Реформулированный бензин. Специальные бензиновые смеси, которые ЕРА требует исполь­
зовать в регионах со сложной экологической обстановкой.
Риформат. Бензиновая фракция, октановое число которой повышено каталитическим или
термическим риформингом.
Риформинг. Превращение бензиновых фракций в продукт с более высоким октановым чис­
лом. Термический риформинг, по существу, представляет собой легкий крекинг, применяе­
мый к тяжелым бензиновым фракциям с целью получить повышенный выход углеводородов
в интервале кипения бензина. Каталитический риформинг применяется к различным прямо­
гонным и крекированным б ензиновым фракциям и заключается преимущественно в дегидри­
ровании циклопарафинов до ароматических соединений. Применяется ряд катализаторов,
в том числе платиновые и платиново-рениевые на алюмооксидном носителе. Для предотвра­
щения чрезмерного коксообразования и деактивации катализатора поддерживается высокое
парциальное давление водорода.
Свободный (несвязанный) углерод. Органические вещества гудрона, нерастворимые в серо­
углероде.
Связанный углерод. Органическая часть остаточного кокса, получаемая выпариванием до­
суха углеводородных продуктов в отсутствие воздуха.
Сера по ламповому методу. Общее количество серы, содержащееся в единице жидкого про­
дукта. Определяется сжиганием образца, при этом сера переходит в диоксид серы, содержание
которого можно измерить количественно. Общее содержание серы является важным требова­
нием спецификаций на все моторные, тракторные и котельные топлива. Метод определения
ASTMD-VL66.

Глоссарий
437
Сжиженный нефтяной газ. Сжиженные легкие фракции, используемые в быту для отопле­
ния и приготовления пищи. Обычно на 95 % состоит из пропана; остальную часть составля­
ют этан и бутан.
Смешение. Одна из заключительных операций в нефтепереработке, при которой два или
более компонентов смешивают для получения продукта, обладающего требуемым набором
свойств.
Содержание солей. Сырая нефть обычно содержит соли, которые растворены в воде, эмуль­
гированной в нефти. Содержание солей выражается в эквивалентном количестве хлористо­
го натрия в фунтах на тысячу баррелей нефти (РТЕ). Типичные значения составляют от 1
до 20 РТВ. Хотя простой формулы для пересчета из РТВ в мг/кг нет, 1РТВ можно принять при­
ближенно равным 3 мг/кг.
Сортность. Способ выражения антвдетонационной стойкости высокооктанового бензина
относительно изоокгана. Применяется к топливам с лучшим октановым качеством, чем изо­
октан.
Среднечасовая удельная массовая скорость подачи сырья (weight hour space velocity, WHSV).
Отношение массы сырья, подаваемого за час, к массе катализатора.
Средние дистилляты. Фракции, отбираемые из колонны атмосферной перегонки и име­
ющие температуры испарения от 300 до 700 °F (149—371 °C). Точный интервал определяется
спецификациями на продукты.
Средний рециркулят (heart cut recycle). Непревращенная часть потока продуктов реакто­
ра каталитического крекинга, возвращаемая на вход реактора. Интервал его кипения обычно
находится в интервале кипения сырья. По определению не содержит остатка крекинга . Рецир­
куляция позволяет проводить процесс при менее жестких условиях, не допуская крекинга це­
левых продуктов.
Средняя массовая температура кипения (weight average boiling point, WiBP). Определяется
по формуле
WABP =£х„Л.
;=i
где хи. — ма сс о вая до ля комп онен та <; Ты — средняя температура кипения компонента i.
Средняя молярная температура кипения (МАВР). Определяется по формуле
1=1
гдех, — мольная доля компонентаI; Ть.—температура кипения компонентаi.
Средняя температура испарения (кипения) фракции. Температура, при которой половина ве­
щества фракции переходит в парообразное состояние. Часто используется при характеризации
фракции вместо температурных пределов.
Средняя температура кипения. Температура, определяемая методом аналитической разгон­
ки; при этой температуре выкипает половина вещества фракции.
Сухой газ. Все газы Cj-C3, независимо от того, добыты ли они попутно вместе с нефтью или
произведены как побочный продукт в процессах нефтепереработки. В сухой газ часто услов­
но включают водород.
Температура вспышки. Температура, до которой в заданных условиях необходимо нагреть про­
дукт,чтобывыделенногоколичествапаровбылодостаточнодля образованиялегковоспламеняемой

438
Глоссарий
смеси с воздухом. Температуру вспышки обычно используют как показатель пожаро - и взрыво­
опасности продукта. Методы определения: ASTMD-56, Л-92, Л-93, Л-134, Л-1310.
Температура выкипания по ASTM. Стандартизованное лабораторное испытание бензиновых
фракций и дистиллятов перегонкой, проводимое при атмосферном давлении без отбора фракций.
Температура помутнения. Температура, при которой в условиях применяемого метода ох­
лаждения содержащиеся в образце соединения, способные затвердевать (парафин), начинают
кристаллизовываться или отделяться от раствора. Температура помутнения — типичная спец­
ификация среднедистиллятных топлив; метод определения — ASTM Л-2500.
Температура потери текучести (температура застывания). Самая низкая температура, при
которой нефть или нефтепродукт еще сохраняют текучесть при охлаждении с контролируе­
мой скоростью при отсутствии механического воздействия (то есть температура, практически
фиксирующая момент потери текучести). Температура потери текучести (температура засты­
вания) — важное требование спецификаций на среднедистиллятные продукты, предназначен­
ные для холодных климатических условий. Метод определения ASTMЛ-99 .
Температурные интервалы отгонки по ASTM. Несколько последовательных испытаний
с помощью перегонки. Их результаты обычно используются в спецификациях продуктов .
Результаты представляются в виде зависимости между процентом отогнанного продукта и тем­
пературой при простой лабораторной перегонке. Они не соответствуют аналогичным значени­
ям в нефтезаводских процессах перегонки, где существенную роль играет отбор фракций.
Теоретическая тарелка. Теоретическое контактное устройство, применяемое в расчетах про­
цессов перегонки, абсорбции и экстракции. Пары и жидкость, покидающее такое устройство,
в действующих условиях температур и давлений должны находиться в термодинамическом
равновесии. Действительные тарелки в колоннах'разделения, как правило, менее эффек­
тивны, чем теоретические. Отношение числа теоретических тарелок, необходимых для осу­
ществления требуемого разделения перегонкой, к числу фактически применяемых для этого
тарелок характеризует общую эффективность колонны.
Тетраэтилсвинец. Антидстонанионная присадка к бензину, которая в Соединенных Штатах
больше не применяется. (В России с 2002 г. полностью прекращен выпуск этилированных бен­
зинов — Примеч . науч .ред .) .
Трубчатая печь. Подогреватель или печь с трубами, по которым прокачивается подогревае­
мое или испаряемое сырье. Трубы печи обогреваются дымовыми газами, образующимися при
сгорании газообразного или жидкого (котельного) топлива, обеспечивая быстрое нагревание в
условиях высоких давлений и температур.
Тяжелая прямогонная фракция {heavy straight-run). Обычно бензиновая фракция, отбираемая
как боковой погон колонны атмосферной перегонки.
Тяжелый алкилат. Густая темно -коричневая жидкость, содержащая высокомолекулярные
полимеризованные побочные продукты процесса алкилирования.
Тяжелый вакуумный газойль (heavy vacuum gas oil). Боковой погон колонны вакуумной перегонки.
Углеводород. Органическое вещество, содержащее только водород и углерод.
Удельная скорость подачи. Отношение объема (или массы) газа или жидкости, проходящих
за единицу времени через слой катализатора или сечение реактора, к объему (или массе) ката­
лизатора, через который проходит газ или жидкость. Высокая удельная скорость подачи соот­
ветствует короткому времени реакции.
Удельный вес в градусах AjPI. Удельный вес по условной шкале. Определяется так:
Удельный вес в °АР1 = 141,5/Удельный вес при 60/60 Т - 131,5.

Глоссарий
439
Позволяет представить удельный вес нефти, ее компонентов и нефтепродуктов, ширина ин­
тервала изменения значений которого относительно воды при 60/60 ’F составляет всего лишь
0,776, по шкале с крайними значениями от отрицательных (тяжелые остатки) до 340 (метан).
Характеристический коэффициент. Показатель качества сырья; применяется также в за­
висимостях между данными о физических свойствах. Характеристический фактор Уотсона
(терминология компании UOP) определяется как кубический корень из полусуммы средней
молярной и средней кубической температур кипения в градусах Ренкина, деленной на удель­
ный вес. Показатель соотношения углерод/водород.
Цетановое число. Процент содержания чистого цетана в его смеси с а -метилнафталином,
соответствующее воспламеняемости образца дизельного топлива. Является показателем лег­
кости самовоспламенения.
Цетановый индекс. Число, вычисляемое исходя из средней температуры кипения и удель­
ного веса нефтяной фракции в интервале кипения дизельного топлива, дающее приближен­
ную оценку цетанового числа фракции. Показатель соотношения углерод/водород.
Циклопарафин. Парафин, молекула которого имеет кольцевую (циклическую) структуру.
Число нейтрализации. Количество кислоты или основания, необходимое для нейтрализации
всех щелочных иликислых компонентов в заданном количестве образца. Мера скорости окисле­
ния продукта при хранении или использовании. Методы определения ASTMЛ-664, Д-974.
Число омыления. Показатель содержания жиров или жирных масел в данном продукте. Ко­
личество миллиграммов гидроксида калия, необходимое для омыления 1 г образца.
Чувствительность к ТЭС. Изменение октанового числа бензина в зависимости от содержа­
ния тетраэтилсвинца.
Чувствительность. Разность между октановыми числами бензина по исследовательскому
и моторному методам. Превосходный низкочувствительный компонент бензина — алкилат,
высокочувствительный — риформат. Показатель чувствительности топлива кдорожным усло­
виям (езда в городских условиях по сравнению с ездой по автомагистралям).
Широкая бензиновая фракция. Погон колонны атмосферной перегонки в интервале кипе­
ния от С5 до 420 °F (216 °C). Широкая бензиновая фракция подразделяется, в зависимости от
фактически отбираемого погона, на легкую, среднюю, тяжелую и очень тяжелую фракции. Ти­
пичные интервалы отбора бензиновых фракций: 1) С5-160 °F (С5—71 °C)—легкая прямогонная
бензиновая фракция; 2) 160-280 °F (71-138 °C) — средняя прямогонная бензиновая фракция;
3) 280-380 °F (138-193 °C) — тяжелая прямогонная бензиновая фракция . Чтобы приготовить
бензин приемлемого качества, бензиновые фракции, как правило, требуют переработки.
Широкая фракция остатков (long resid). Нижний продукт колонны атмосферной перегонки.
Эквивалент условного топлива (FOE). Теплотворная способность стандартного барреля то­
плива, равная 6,05 ■ 106 БТЕ (низшая теплотворная способность). На номограммах выход сухо­
го и нефтезаводского газа обычно выражают в баррелях FOE.
Экзотермическая реакция. Реакция, при которой выделяется теплота. Экзотермическими
являются реакции алкилирования, полимеризации и гидрирования. .
Эндотермическая реакция. Реакция, требующая подведения теплоты для поддержания по­
стоянной температуры реагентов и продуктов.
ЭТАЭ. Этил-лгрет-амиловый эфир . Высокооктановый оксигенатный компонент бензина,
получаемый реакцией изоамилена (изопентилена) с этанолом.
ЭТБЭ. Этил-трет-бутиловый эфир . Компонент оксигенатного бензина, улучшающий окта­
новое число и снижающий выбросы окиси углерода. Получают реакцией этанола с изобутиленом.

Дж.Х . Гэри, Г.Е . Хэндверк, М.Дж .Кайзер
Технологии
и экономика
нефтепереработки
Перевод с английского языка 5-го издания
под редакцией О.Ф. Глаголевой
Ответственный редактор А. Стешко
ЦОП «Профессия»
Санкт-Петербург, 190005, а/я 25
Тел./факс: (812) 251-46-76
URL: www.epcprof.ru
E-mail: info@epcprof.ru
Интернет-магазин и on-line заказ книг издательства www.epcprof.ru
Подписано в печать: 25.10.12 . Формат 70x100 1/16. Усл. печ. л . 35,64
Тираж 500 экз. Заказ No 187.
Отпечатано с готовых диапозитивов
в типографии ООО "ИПК Бионт”
г. Санкт-Петербург , Средний пр ., д о м 86
Тел.: (812) 322-68 -43