/
Автор: Ластовкин Г.А.
Теги: химическая промышленность нефтяная промышленность нефтепереработка промышленное оборудование
Год: 1984
Текст
ПРОМЫШЛЕННЫЕ
УСТАНОВНИ
КАТАЛИТИЧЕСКОГО
РИФОРМИНГА
Под редакцией Г. А. Л астовк ина
ЛЕНИНГРАД«ХИМИЯ>
ЛЕНИНГРАДСКОЕ ОТДЕЛЕНИЕ
1984
ПРОМЫШЛЕННЫЕ
УСТАНОВНИ
КАТАЛИТИЧЕСКОГО
РИФОРМИНГА
Под редакцией Г. А. Л астовк ина
ЛЕНИНГРАД«ХИМИЯ>
ЛЕНИНГРАДСКОЕ ОТДЕЛЕНИЕ
1984
ВВЕДЕНИЕ
Нефтеперерабатывающая и нефтехимическая промышлен-
ность — часть единого народнохозяйственного комплекса, кото-
рая, сосредотачивая в своем составе переработку нефти и сланцев,
производство моторных топлив и продуктов нефтехимии различ-
ного ассортимента, относится к числу отраслей, оказывающих
существенное влияние на технический прогресс и развитие про-
изводительных сил страны в целом.
Одними из наиболее распространенных процессов нефтеперера-
ботки являются процессы каталитического риформирования, с по-,
мощью которых можно получать высококачественные автомобиль-
ные: трплива ароматияеские. углеводороды, .-^бензол, толуол,
ксилолы.
Необходимость улучшения качества и количества моторных
топлив и ароматических углеводородов обусловлена постоянно
возрастающим их потреблением народным хозяйством, а также
требованиями по охране окружающей среды и экономии нефте-
ресурсов.
Внедрение каталитических процессов уже за текущее десятиле-
тие позволило увеличить производство бензина с октановым числом
76 и выше на 50 %, выработку нефтяного бензола в 3,5 раза.
Повышение качества автомобильных бензинов и ароматических
углеводородов достигается в процессах каталитического риформи-
рования и разделения ароматических углеводородов за счет углуб-
ления степени гидроочистки сырья от таких нежелательных при-
месей, как сера, азот, смолистые вещества и непредельные угле-
водороды, применения высокоэффективных катализаторов, более
совершенного оборудования и современной технологии произ-
водства .
Широкое применение процессов каталитического риформирова-
ния началось после Великой Отечественной войны. В нашей стране
действуют свыше 90 установок каталитического риформинга,
вводятся новые мощности с использованием современных катали-
заторов, успешно осуществляются реконструкция и интенсифика-
ция в связи с широким переходом на катализаторы серии КР.
Разработка отечественной технологии процесса каталитиче-
ского риформирования, производства ароматических углеводо-
родов и катализаторов риформинга проводилась институтом
ВНИИНефтехим, а проектирование установок и их внедрение
в промышленность — институтами Ленгипронефтехим и ВНИИ-
Нефтехим, объединенных в настоящее время в НПО «Леннефте-
хнм».
4
ТАБЛИЦА 1. Этапность развития процесса
и технологии установок каталитического риформинга [1—4]
Этап Ката- лиза- тор Сырье Продукция Рабочее давление, МПа Индекс установки
пределы кипения, вС содер- жание серы после гидро- очистки % (масс.) бензин с окта- новым числом (по мо- торному методу) аромати- ческие углево- дороды
I АП-56 85—180 ДО 0,1 75 — 4,0 Л-35-5
105—180 0,002 78—80 — 4,0 Л-35-11/300 Л Г-35-11/300 Л-35-11/600
62—105 0,0005 — БТ 2,0 Л-35-6 Л-35-12/300
105—140 0,002 — тк 3,0 Л-35-11/300
II АП-64 85—180 0,001 85 — 3,5 ЛГ-35-11/300-95 ЛЧ-35-11/600 Л-35-11/1000
.СлУ-- 62-180 3 5> • Секция 200 ЛК-6у
0 poi 82 — Л 35 14 100 0
Секция 200 ЛК-6у
62—140 0,001 — БТК 2,5 Секция 200 ЛКбу
62—105 0,0005 < — БТ 2,0 Л-35-8/300Б ЛГ-35-8/300Б
105—140 0,0005 — тк 3,0 Л-35-13/300
III Серии 85—180 0,0001 85 — 1,5 ЛЧ-35-11/1000
КР
У с л о В н ы е обо з н а я е к и я: Б — бензол, Т — толуол, К — ксилолы.
Постоянно совершенствуясь, процесс каталитического рифор-
минга прошел условно три этапа развития, которые были связаны
как с изменением состава и свойств катализаторов, так и с измене-
нием технологии процесса [1—4] (табл. 1).
Уровень исследовательских работ первых периодов предполагал
схему раздельной переработки низкокипящих (62—105 °C) и
высококипящих (85—180 °C, 105—140 °C, 105—180 °C) фракций
в условиях, наиболее благоприятных для риформирования каждой
из них [4]. Дальнейшие исследования и опыт эксплуатации пока-
зали возможность совместной переработки низко- и высококипя-
щих фракций, при этом выбор той или иной фракции для риформи-
рования определяется ассортиментом вырабатываемой продукции.
На базе процесса каталитического риформирования создан ряд
установок, различающихся по назначению (производство высоко-
октанового бензина или ароматических углеводородов), мощности
и аппаратному оформлению. Принципиальные технологические
схемы установок каталитического риформинга практически иден-
тичны. На установках производства высокооктанового бензина
проводятся следующие процессы: предварительная гидроочистка-
сырья с отпаркой из гидрогенизата сероводорода и воды, соб-
5
ственно риформинг и стабилизация катализата (простая или слож-
ная). Установки производства ароматических углеводородов по-
мимо этого включают процессы экстракции и вторичной ректифи-
кации для выделения товарных ароматических углеводородов —
бензола, толуола и суммарных ксилолов.
На первом этапе развития процесса каталитического риформи-
рования для производства автомобильных топлив и ароматических
углеводородов использовались алюмоплатиновые катализаторы,
изготовляемые на основе фторированной окиси алюминия (катали-
затор АП-56). На втором этапе применялись более совершенные
хлорсодержащие алюмоплатиновые катализаторы (АП-64), что
привело к изменению технологии, в частности к ужесточению
требований к предварительной гидроочистке сырья, снижению
рабочего давления, нормированию концентрации водяных паров и
подачи хлоросодержащих соединений в зону реакции.
Современный этап развития процесса каталитического рифор-
мирования базируется на использовании высокостабильных поли-
металлических катализаторов серии КР, которые обеспечивают
получение высокооктановых катализатов и ароматических угле-
водородов прп понижейных давлениях с незначительной степенью
дезактивации катализатора. Начиная с 19V0 г.’, разработаны высо-
копроизводительные установки типа Л-35-11/1000, реконструиро-
ван ряд действующих установок, блоки риформинга комбиниро-
ванных установок ЛК-6у. В результате появилась возможность
получать высокооктановые компоненты для приготовления неэти-
лированного бензина АИ-93 и ароматические углеводороды высо-
кого качества, В настоящее время катализаторы риформинга
серии КР позволяют увеличить выход целевых продуктов на
3—4%.
В XI пятилетке рост производства моторных топлив и сырья
для нефтехимии должен значительно опережать темпы роста
объема переработки. Намечено ввести целый ряд производств и
реконструировать большинство установок, что позволит уве-
личить ресурсы высокооктанового компонента автомобильного
бензина, сократить энергоемкость производства продукции, умень-
шить вредные выбросы в атмосферу. Планируется поднять до 80%
долю бензинов с октановым числом 76, значительно увеличить
выработку высокооктановых компонентов для приготовления
автомобильных бензинов АИ-93, улучшить качество ароматиче-
ских углеводородов.
Глава 1
ОБЩИЕ СВЕДЕНИЯ О КАТАЛИТИЧЕСКОМ
РИФОРМИНГЕ
ХИМИЗМ ПРОЦЕССА [2, 6—7]
Каталитический риформинг — сложный процесс, включающий
разнообразные превращения углеводородов. Прямогонные бензи-
новые фракции, служащие сырьем каталитического риформинга,
содержат парафиновые, нафтеновые и ароматические углеводороды—
Са—С10. В результате реакций? протекающих на катализаторах
риформинга, происходят глубокие изменения углеводородного
состава. Ароматизация углеводородов .является основным и
важнейшим направлением процесса. Перед тем как рассмотреть
основные реакции, протекающие при каталитическом риформинге,
необходимо отметить, что катализаторы риформинга отличаются
наличием двух видов каталитически активных центров: дегидри-
рующих-гидрирующих центров на платине й изомеризующих-и
расщепляющих кислотных центов на носителе.
Одна из основных реакций процесса —^дегидрирование (де-
; гидрогенизация) нафтеновых углеводородов
Циклогексан Бензол
Метилцикло- ' Толуол
гексан
Дегидрирование пятичленных нафтеновых углеводородов идет
через образование циклоолефиновых углеводородов с перестрой-
кой кольца и может быть представлено следующим образом:
Метил-
цнкло-
пентан
Бензол
Метил- Цикло-
цикло- гексен
пентен
Второй основной реакцией является дегидроциклизация пара-
финовых углеводородов; механизм этой реакции еще не совсем
ясен. Ароматизация ’.парафиновых углеводородов возможна как
7
через образование нафтеновых, так и через образование олефино-
вых и циклоолефиновых углеводородов. Например:
-Но
С6Нц ,=1 С6Нб
+н2
Гексан Бензол
К основным реакциям процесса также относится изомеризация
парафиновых углеводородов, которая протекает через промежуточ-
ную стадию образования ионов карбония; в условиях риформинга
изомеризация приводит к образованию малоразветвленных изо-
меров:
СНз- (СН2)4-СН3 —> СНзСН (СНз)-(СН2)2-СНз
н-Гексан Метнлпентан
Параллельно с этими реакциями на катализаторах риформинга
идут реакции гидрокрекинга.
Гидрокрекингу подвергаются парафиновые углеводороды и,
в меньшей степени, нафтеновые. Гидрокрекинг парафинов идет
в несколько стадий через образование и распад карбониевых
ионов. Среди продуктов реакции превалирует пропан и более
высокомолекулярные углеводороды. Гидрокрекинг протекает Й’1"
кислотных центрах катализатора, однако начальная и конечная
стадия процесса — образование олефинов и гидрирование продук-
тов распада — протекают на металлических участках катализа-
тора, которым свойственна функция «гидрирования-дегидриро-
вания».
Гидрокрекинг парафиновых углеводородов приводит к образо-
ванию двух и более углеводородов с меньшей молекулярной
массой:
CeHi8+H2—► СзН8 -|- С5Н12
н-Октан Пропан н-Пентан
CgHij +Н2---► 2С4Н10
н-Октан н-Бутан
СвН2о ------"> СдНю СьН12
н-Нонан «-Бутан «-Пентан
С10^22 +Н2--2СдН1г
н-Декан к-Пентан
В некоторых случаях заметное развитие в процессе риформинга
получает реакция гидрогенолиза, протекающая на металлических
участках катализатора. В отличие от гидрокрекинга гидрогенолиз
ведет к преимущественному образованию газообразных углеводо-
родов, особенно метана:
С8Н18+Н2 —> С,Н1в+СН4
При гидрогенолизе разрыв углерод-углеродных связей метил-
циклопентана приводит к образованию парафиновых углеводо-
родов:
С5Н9СН3 —► СвНм
Метилциклопентан н-Гексан
8
ТАБЛИЦА 2. Относительные скорости и тепловые эффекты
реакций риформинга (71
Реакции Углеводороды ьн. кДж/моль
с. с,
Дегидрирование нафтеновых 100 120 +221
Изомеризация парафиновых 10 13 -4,6
Изомеризация нафтеновых 10 13 — 15,6
Дегидроциклизация нафтеновых (размыка- ние кольца) 5 3 —43,9
Гидрокрекинг парафиновых 3 4 —56,4
Дегидроциклизация парафиновых 1 4 +260
Кроме того, в условиях риформинга протекают реакции, ока-
зывающие существенное воздействие на активность и стабильность
.катализаторов,’ к, ним относятся реакции, приводящие к образова-
нию кокса на'катализаторе,а также реакций гидроразложения
сернистых, азотистых и хлорсодержащих соединении.
Процесс образования кокса связан с протеканием реакций
уплотнения на поверхности катализатора. Это обусловливает не
только снижение активности катализатора, но и ухудшение селек-
тивности, процесса. Коксообразованию способствует понижение
парциального давления водорода и мольного отношения водо-
род/сырье, отравление катализатора контактными ядами, наруше-
ние баланса гидрирующей и кислотной функцией катализатора,
переработка сырья с повышенным содержанием легких (С5—Св),
а также присутствие тяжелых (выше Сю) углеводородов.
Скорости основных реакций риформинга углеводородов С6—С?,
определенных относительно скорости реакции дегидроциклизации
нормального гексана, приведены в табл. 2 [71. Как следует из
этих данных, среди основных реакций риформинга с наибольшей
скоростью протекает реакция дегидрирования алкилциклогекса-
нов в соответствующие ароматические углеводороды, с наимень-
шей — дегидроциклизация парафиновых углеводородов. Скорости
конверсии нафтеновых и парафиновых углеводородов Св—С10
возрастают в гомологических рядах с увеличением молекулярной
Массы.
Реакции риформинга, ведущие к образованию ароматических
углеводородов из нафтеновых и парафиновых, идут с поглощением
теплоты; реакции гидрокрекинга и гидрогенолиза — с выделением
теплоты; реакции изомеризации парафиновых и нафтеновых угле-
водородов имеют слабовыраженный тепловой эффект. Для угле-
водородов С6—С10 мольные тепловые эффекты почти не зависят от
молекулярной массы и мало изменяются в температурном ин-
тервале 470—500 °C. Тепловые эффекты реакций [(ДЯ) указаны
в табл. 2 [71.
С
КАТАЛИЗАТОРЫ [1, 2, б, 7-11]
Катализаторами риформинга являются небольшие кристаллы
платины или платиновых сплавов, нанесенные на пористый про-
мотированный оксид алюминия. Эти катализаторы считаются
бифункциональными, поскольку активную роль играют как метал-
лический, так и оксидный компоненты. Для риформинга харак-
терно протекание реакции через ряд элементарных стадий. На
металлических центрах катализатора идут реакции дегидрирова-
ния-гидрирования, гидрогенолиза и частично дегидроциклизации.
Оксидный компонент катализирует ряд реакции, к числу которых
относятся реакции изомеризации, гидрокрекинга и частично
дегидроциклизация.
Отечественные катализаторы риформинга представляют собой
оксид алюминия, промотированный фтором или хлором, с равно-
мерно распределенными по всему объему таблеток платиной (ката-
лизаторы серии АП) или платиной и металлическими промоторами
(катализаторы серии КР).
Для подавления реакции гидрогенолиза катализаторы осерня-
ются. Катализаторы серии АП и некоторые из серии КР осерняю.ткя
при изготовлении.
Состав промышленных катализаторов риформинга приводится
на рис. 1, а их характеристика дана в табл. 3.
К основным эксплуатационным характеристикам катализаторов
риформинга следует отнести активность, селективность и стабиль-
ность.
Активность катализатора должна обеспечивать необходимую
глубину превращения сырья при заданных объемных скоростях
его пропускания через катализатор. Показателем активности при
выбранных условиях процесса служит октановое число катализата
или содержание в нем ароматических углеводородов.
ТАБЛИЦА 3. Характеристика промышленных
катализаторов риформинга
Удельная поверхность — не менее 200 м*/г; общий объем пор — не менее 0,65 см*/г;
размеры таблеток (экструдатов): диаметр — 1.3 — 3 мм. длина — 3—9 мм.
Показатели Монометалли- ческие Биметаллические Полиме- таллические (серии КР) *
АП-56 АП-64 KP-101 КР-102
Содержание платины, % 0,55 0,60 0,60 0,36 0,36
(масс.) Кислотный промотор F С1 С1 С1 С1
Насыпная масса, кг/м3 600- 680 580—680 600—680
Индекс прочности на рас- калывание гранул, кг/мм >0,97 >0,97 >1,05
• Приводятся данные для катализатора КР-104А.
10
Рис. 1. Состав катализаторов риформинга.
Требования максимальной селективности применительно
к^катализатору риформинга сводятся к обеспечению наибольших
выходов жидких продуктов и водорода. Это значит, что с макси-
мальной глубиной должны протекать реакции ароматизации и
минимальной должна быть активность катализатора в реакциях
гидрокрекинга и гидрогенолиза, приводящих к увеличению содер- .
жация газообразных углеводородов и уменьшающих выход целе- 1
вых продуктов.
Стабильность катализатора характеризуется способностью г
сохранять первоначальную активность и селективность во времени,
т. е. иметь достаточную продолжительность межрегенерационного ‘
цикла и общий срок службы.
О преимуществах катализаторов риформинга по их основным
свойствам можно судить по результатам их испытаний в особо
жестких условиях (табл. 4) [11. Испытания проводились на пилот-
ной установке по ускоренной методике, предусматривающей повы-
шение температуры по мере снижения активности катализатора
с целью сохранения октанового числа бензина риформинга. Ста-
бильность катализатора в этих условиях характеризовалась ско-.
ростью подъема температуры в течение суток, а селективность —
величиной снижения выхода бензина за сутки.
На основании данных, представленных в табл. 4, можно опре-
делить относительную стабильность катализаторов:
Относительная селективность АП-64 1 КР-102 5 КР-104 10 КР-106 10 КР-108 20
Относительная стабильность 1 2 3—4 5 6,5
11
ТАБЛИЦА 4. Результаты испытаний катализаторов
риформинга в особо жестких условиях [1]
Показатели Катализаторы *
АП-64 | КР-102 КР-104 КР-106 КР-108
№ 1 № 2
Давление процесса, МПа 2,0 2,0 2,0 1.5 1,5 1,5
Октановое число бензина риформин- га (по исследовательскому методу) 97 97 99 99 99 99
Начальная температура испытания, °C 505 503 502 495 500 494
Скорость подъема температуры, °С/сутки 2,3 1,1 0,6 0,86 0,46 0,36
Снижение выхода бензина, % (масс.)/сутки 1,1 0,2 0,1 0,1 0,1 0,05
• Содержание платины в катализаторах: АП-64 — (масс.). 0.6 % (масс.), КР - 0,35 %
Таким образом, характерная особенность катализаторов
серии КР состоит в том,что номере падения их активности селек-
тивность снижается слабо. г
Важной эксплуатационной характеристикой катализаторов
является также их механическая прочность, которая выражается
устойчивостью к раздавливанию и истиранию. При несоответствии
катализатора заданным требованиям прочности в процессе эксплуа-
тации образуются осколки и пыль, которые накапливаются
в аппаратах и трубопроводах, затрудняют движение газовой смеси
и вызывают увеличение перепада давления в системе. Обычно
индекс прочности на раскалывание промышленных катализаторов
риформинга составляет 0,97—1,05 кг/мм.
Важна также хорошая регенерируемость катализаторов, т. е.
способность катализатора восстанавливать свои первоначальные
свойства (активность, селективность и стабильность) после прове-
дения окислительной регенерации, а также [способность его к мно-
гократным регенерациям.
Активность катализаторов риформинга в ходе эксплуатации
постепенно снижается из-за отложения кокса, уменьшения дисперс-
ности платины, а в некоторых случаях и вследствие накопления
неудаляемых катализаторных ядов. Первые две причины дезакти-
вации катализатора могут полностью или в значительной степени
устранены путем окислительной регенерации с последующим
диспергированием платины (обработка хлорорганическим соедине-
нием при высокой температуре в окислительной среде — окси-
хлорирование).
К неудаляемым катализаторным ядам относятся соединения
мышьяка, меди и свинца, которые могут содержаться в сырье.
Накапливаясь на поверхности катализатора, эти соединения
вступают во взаимодействие с платиной, нарушая гидрирующую-
12
дегидрирующую функцию катализатора. Катализаторы, отравлен-
ные металлами, быстро закоксовываются и после регенерации не
восстанавливают своей активности. Допустимое содержание соеди-
нений мышьяка, меди и свинца — не более 1 • 1(Г3 мг/кг сырья.
Соединения серы и азота также^являются катализаторными
ядами. Соединения серы гидрируются на катализаторах с образова-
нием сероводорода, адсорбция которого приводит к подавлению
гидрирующей-дегидрирующей функции катализатора и его быст-
рому закоксовыванию. При непродолжительном воздействии соеди-
нении серы возможна полная реактивация катализатора. Допусти-
мое содержание соединений серы дифференцировано для каждого
типа катализатора и составляет 20 мг/кг для АП-56, 10 мг/кг
для АП-64 и менее 1 мг/кг для серии КР.
Соединения азота превращаются на алюмоплатиновых катали-
заторах в аммиак, который, адсорбируясь, понижает кислотные
функции катализатора, что приводит к подавлению реакций изо-
мёризации, дегйдроЩГклизацйи и гидрокрекинга. При нёпродол-
жйтёльномЪбздействии соединении азота на катализатор возможна
полная реактивация катализатора. Допустимое содержание соеди-
нении азота составляет менее 1 мг/кг сырья.
Хлор является необходимой составной частью катализаторов
риформинга (АП-64 и КР), которая вводится для усиления и регу-
лирования кислотной функции носителя и поддерживается в опре-
деленных пределах добавлением хлорорганических соединений
[обычно от 0,6 до 1% (масс.)1. Неконтролируемое поступление
соединений хлора с сырьем приводит к развитию реакций гидро-
крекинга, а высокое содержание воды,в зоне реакции — к выносу
хлора и подавлению изомеризующей и крекирующей функции
катализатюра. Фактическое содержание воды как в циркулирую-
щем водородсодержащем газе, так и в сырье контролируется.
Искусственное повышение влагосодержания используется в неко-
торых случаях для регулирования активности катализатора (11 ].
СЫРЬЕ И ПРОДУКТЫ [1, 2, 4, 5, 8, 12]
В качестве сырья установок каталитического риформинга
используются прямогонные бензиновые фракции. Вовлечение
в .сырье бензинов вторичных процессов (бензинов термокрекинга
и коксования, отгонов гидроочистки дизельных топлив и др.)
в смеси с прямогонными бензинами возможно в количествах, не
превышающих 10% на смесь. Все сырье, поступающее на катали-
тический риформинг, должно быть подвергнуто предварительной
гидроочистке с целью удаления соединений, содержащих серу,
азот, кислород, галогены и металл, а также олефиновые угле-
водороды и влагу. В процессе риформинга образуются жидкие
продукты — катализат (риформат), который используется как
компонент высокооктанового бензина или направляется на выделе-
ние товарных ароматических углеводородов, а также газы, в том
числе водород.
13
ТАБЛИЦА 5. Характеристика типовых бензиновых фракций
Показатели Фракции, °C
85- 180 II 105 — 180 62 — 105 105 — 140 62 — 140
Плотность, кг/м’ Фракционный состав (по ГОСТ), °C: 745 739 753 702 740 719
н. к. 105 97 118 74 117 79
10% (об.) 113 105 125 78 120 86
50% (об.) 130 117 142 84 123 105
90 % (об.) 160 151 163 95 130 130
К. к. Углеводородный состав, % (масс.): 180 180 168 101 142 146
ароматические 10,0 8,0 15,0 4,8 9,1 7,3
нафтеновые 27,0 36,4 22,2 27,1 28,6 29,1
парафиновые 63,0 65,6 61,2 68,1 62,3 63,6
Содержание серы, % (масс.) • 0,05 0,015 0,05 0,02 0,02 0,01
Октановое число по моторному мето- ду (ММ) 40 47 35 44 48
Фракционный состав сырья выбирается в зависимости от
назначения установки.
Для получения компонента высокооктанового бензина наиболее
ценными являются четкие фракции 85—180 °C и 105—180 °C;
для получения ароматических углеводородов используются фрак-
ции 62—105 °C, 105—140 °C и 62—140 °C. Характеристика типовых
бензиновых фракций приводится в табл. 5. ’
Для производства высокооктанового бензина неблагоприятно
наличие в сырьеЗтегкокипящих фракций н^к. — 85 аС, также-как
й обеднение его высокбкипящими фракциями Г2ГГ—Г ДУ °C и
140=Л80~°СГ ------
Максимальный выход отдельных ароматических углеводородов
дает переработка фракции 62—85 °C для бензола, фракций 85—
105 °C и 85—120 °C для толуола, фракций 105—140 °C и 120—
140 °C для ксилолов.
---'Влияние фракционного состава сырья на выход и октановое
число риформата, а также выход ароматических углеводородов
показано на примере риформирования узких фракций (до 85;
85—105; 105—120; 120—140 и 140—180 °C), полученных четкой
ректификацией сырья (фракции рамашкинской нефти) одной из
промышленных установок [12]. Содержание фракций в сырье и их
характеристика даны в табл. 6. Результаты опытов на катализаторе
КР-Ю4 приведены в табл. 7 и на рис. 2.
Как следует из рис. 2, с увеличением молекулярной массы
фракции и, следовательно, ее температуры кипения выход рифор-
мата постепенно возрастает, что особенно заметно при жестких
условиях процесса (495 °C). Только при риформинге фракций
120—140 и 140—180 °C выход риформата практически одинаков.
Та же зависимость с увеличением молекулярной массы фракции
14
ТАБЛИЦА 6. Содержание фракций в сырье
и их характеристика [12]
Показатели Фракции. аС
до 85 85 — 105 105 — 120 120 — 140 140—180
Содержание в сырье, % (масс.) 7,1 22 14,6 25,6 30,7
Плотность, кг/м3 696 722 735 751 751
Фракционный состав (по ГОСТ), °C:
н. к. 49 92 111 125 145
10% (об.) 54 94 112 126 148
50% (об.) 67,5 95 113 128 150
90% (об.) 74,5- 97 116 131 159
К. к. 83 104 120 137 180
Средняя молекулярная масса 85 98 107 113 125
Углеводородный состав, % (масс.):
ароматические 7,8 8,7 12,5 15,8 13,6
в том числе
бензол 6,9 0,1 — — —
толуол 0,9 8,6 12,5 — —
нафтеновые в том числе 29,3 32,8 29,0 30,5 25,3
Св с7 28,4 0,9 3,1 29,7 6,5 — —
— — 22,5 17,8
'с, — — 12,7 —
парафиновые 62,9 58,5 58,5 53,7 61,1
Октановое число (по ММ) 69,2 51 Не опре- делялось 44,2 27
Рис. 2. Зависимость выхода риформата Б, ароматических углеводородов А и октано-
вого числа ОЧ (по ИМ) риформата от среднего числа л атомов углерода в сырье*.
1 — при 475 °C; 2 — при 495 °C.
Рис. 3. Зависимость выхода ароматических углеводородов из парафиновых Ап и отно
сительного расхода водорода Wj-fj в реакциях гидрокрекинга от среднего числа л атомы
углерода в сырье:
1 — при 475 °C; 2 — 495.°С.
1
о
ТАБЛИЦА 7. Результаты опытов на катализаторе КР-104 {12]
Условия процесса: давление—1,5 МПа, объемная скорость подачи сырья — 1,5 ч”1, кратность циркуляции газа — 1400 м^/м* сырья.
Показатели Фракции, °C
до 85 85-105 105-120 120—140 140—180
475 °C 495 °C 475 °C 495 °C 475 °C 495 °C 475 °C 495 °C 475 °C 495 °C
* Выход продуктов риформинга, % (масс.): стабильный риформат 86,4 78,2 86,5 79,7 87,2 81,7 89,8 86,0 88,4 85,1 водород 1,3 1,2 2,2 2,3 2,3 2,7 2,2 2,4 2,3 2,4 Характеристика риформата Плотность, кг/м3 710 728 767 786 785 807 795 811 800 806 Фракционный состав (по ГОСТ), °C: ' н. к. 38 46 — 72 72 58 89 68 81 76 10% (об.) 45 56 — 83 98 94 119 109 109 101 50% (об.) 67 67 — 102 122 125 135 138 152 155 90 % (об.) 80 95 — 122 142 139 150 150 172 175 к. к. 101 120 — 144 159 159 164 173 194 197 Углеводородный состав, % (масс.): непредельные 0,9 1,2 0,9 0,8 0,8 0,8 0,4 0,7 0,6 0,6 ароматические 36,6 49,6 56,6 68,2 61,6 79,8 66,0 81,6 69,2 79,2 в том числе бензол 33,2 44,3 3,4 4,5 0,6 0,9 0,2 1,2 1,3 1,9 толуол 3,2 5,0 46,1 60,2 20,5 24,7 1,6 5,3 4,2 5,9 Cs 0,2 0,3 7,1 2,6 40,0 54,1 48,5 58,3 11,3 12,2 С, и выше — Ж ~ °-9 °’5 °-1 15>7 16,8 52,4 59-2 предельные 62,5 49/2 42,5 31,0 37,6 19,4 33,6 17,7 30,2 20,2 Октановое число: по моторному методу (ММ) 76,3 81,0 79,4 85,8 83,0 88,0 84,0 89,2 86,0 90,9 по исследовательскому методу (ИМ) 78,0 84,0 88,0 96,8 93,0 99,5 94,0 100,5 97,0 101,8 И
Рис. 4. Связь между выходом бензина рифор-
минга Б и октановым числом ОЧ (по ИМ) для
фракций:
1 — до 85 °C; 2 — 85 —105 °C; 3 - 105—120 °C:
4 — 120 —140 °C и 140—180 °C.
сохраняется для выхода арома-
тических углеводородов и по
октановому числу риформата.
В отличие от фракций до 85
и 85—105 °C, при риформинге ко-
торых получают в основном со-
ответственно бензол и толуол,
фракции 105—120 и 120—140 °C
дают риформаты, содержащие,
наряду с С8, другие ароматические
5Z.900
углеводороды в значительном
количестве (табл. 7). Это связано с тем, что с увеличением темпе-
ратуры кипения фракций возрастает роль в процессе риформинга
реакции дегидроциклизации парафиновых , углеводородов, По
данным рис. 3 112], при риформинге вжестких условиях (495 °C)
фракции С6 (до 85 °C) из парафиновых углеводородов образуется
12% ароматических, при риформинге фракции С7 (85—105 °C) —
33% и, наконец, при риформинге фракций С8 (120—140 °C) — 40%
и С9 (140—180 °C) — 55%. При этом реакции дегидроциклизации
протекают интенсивнее гидрокрекинга. Подтверждением этому
служит кривая расхода водорода на гидрокрекинг, которая
антибатна кривой образования ароматических углеводородов из
парафинов (рис. 3). Так, расход водорода при переходе от фракции
С6 к фракции С8 снижается с 45 до 25% от. количества водорода,
выделившегося при ароматизации. С увеличением молекулярной
массы исходных фракций увеличивается октановое число риформа-
тов при одновременном повышении выхода бензина, что характе-
ризует возрастание селективности процесса. Поданным рис. 4 [12],
наибольшая и практически одинаковая селективность достигается
при риформировании фракции 120—140 и 140—180 °C.
Используя имеющиеся данные по узким фракциям, можно
приближенно произвести количественную оценку эффекта фрак-
ционного изменения состава сырья. В табл. 8 [12] приведены рас-
считанные по правилу аддитивности показатели выхода и качества
риформатов из сырья, составленного из разных узких фракций. Из
' полученных данных следует, что на основные показатели процесса
влияет не только обогащение сырья риформинга легкокипящими
фракциями (и. к. — 85 °C), но и обеднение его высококипящими
фракциями (120—140 °C и 140—180 °C).
О влиянии фракционного состава сырья на выход и октановое
число катализата можно судить по результатам экспериментальных
данных [1], проведенных для двух видов сырья:
образец № 1 — фактическое сырье с промышленной установки;
образец № 2 — специально подготовленное путем отгона из
библиотеке
CS !П:’!Л
17
ТАБЛИЦА 8. Показатели выхода и качества риформатов [12]
Показатели Исход- ное сырье Фракция Исходное сырье t без фракций
85— 180»С 105— 180°С 105— 140 °C 140— 180 °C
Фракционный состав сырья (по НТК), % (масс.):
до 85 °C 7,1 — — 11,8 10,3
85—105 °C 22,0 23,7 — 36,8 31,7
105—120 °C 14,6 15,7 20,6 — 21,0
120—140 °C 25,6 27,6 36,1 —- 37,0
140-180 °C 30,7 33,0 43,3 51,4 —
Выход риформата, % (масс.):
при 475 °C 88,0 88,2 88,6 87,5 87,8
» 495 °C 83,2 83,5 84,7 82,3 82,3
Октановое число риформата (по ИМ):
при 475 °C 92,4 93,5 95,1 90,7 90,3
- » 495 °C 98,9 100,0. 100,9 98,0 97,6
Содержание ароматических углеводородов в риформате, % (масс.): при 475 °C 62,3 64,3 66,6 60,3 59,2
» 495°С 75,3 77,5 80,2 71,4 73,5
фактического сырья легкой фракции до 85 °C [25% (масс.)].
Характеристика образцов: Образец № 1 Образец № 2
Плотность, кг/м3 Фракционный состав, °C: 727 739
н. к. 70 97
10% (об.) 86 105
50% (об.) ПО 117
90% (об.) 150 151
к. к. 180 180
Содержанке углеводородов, % (масс.):
ароматические 7 8
нафтеновые 33 36
Оба образца подвергли риформингу на катализаторе КР-Ю4
под давлением 2,5 МПа, при этом на подготовленном сырье (обра-
зец № 2) выход катализата с заданным октановым числом был
на 3—4% (масс.) выше, чем на исходном сырье (рис. 5). Увеличение
концентрации водорода в циркулирующем водородсодержащем
газе на 7—8% (об.) свидетельствует о том, что при риформирова-
нии в жестких условиях подготовленного сырья (образец № 2)
межрегенерационный период работы катализатора выше, чем при
переработке образца № 1. Это подтверждает выводы о нецелесо-
образности включения в сырье риформинга фракции, выкипающие
до 85 °C, при получении высокооктановых бензинов.
18
Рис. 5. Влияние фракционного состава сырья на
выход продуктов риформинга и концентрацию
водорода в циркуляционном газе:
/ — исходное сырье; 2 — сырье, не содер-
жащее фракций до 85 °C.
Установлены зависимости, харак-
теризующие влияние углеводородного
состава сырья на выход и октановое
число риформата [1 ]. В табл. 9 [11
приведены опытные данные рифор-
мирования при давлении 1,5 МПа
широких бензиновых фракций, из
шести нефтей с получением бензина
с октановым числом 95 (по ИМ) для
каждого вида сырья. По мере увели-
чения суммарного содержания аро-
матических и нафтеновых углеводо-
родов выход риформата возрастает,
достигая 90,5% (масс.) при суммар-
ном их содержании 49% (масс.).
оч (по им}
С увеличением содержания нафтеновых углеводородов в сырье
растет и выход водорода. Так, при 20% (масс.) нафтеновых выход
ТАБЛИЦА 9. Опытные данные о каталитическом риформинге
широких бензиновых фракций [1]
Условия процесса: катализатор КР-106, давление — 1.5 МПа, содержание серы
в сырье после гидроочистки — менее 1 мг/кг.
Показатели Нефть
киркук- ская ромашкин- ская ухтинская Самотлор- ская нижневар- товская смесь шаны* ской и гроз- ненской
Характер» СТИК асы р ь я
Плотность, кг/м3 744 742 742 751 753 746
Фракционный состав, °C:
10% (об.) 115 109 102 115 112 103
50% (об.) 133 128 124 131 130 116
90% (об.) 160 155 158 158 166 153
Углеводородный состав, % (масс.):
аооматические 14 12 9 13 11 11
нафтеновые 20 28 31 28 35 38
парафиновые 66 60 60 59 54 51
Октановое число (по ММ) 38 — 47 — 44 48
Выход, % (масс.):
риформата 84,0 86,3 86,8 87,0 88,0 90,5
водорода 1,9 2,2 2,4 2,1 2,3 2,5
Характеристика < а т а л и з а т а
Плотность, кг/м3 797 798 791 797 800 797
Фракционный состав, ®С:
10 % (об.) 87 84 85 100 93 91
19
Продолжение табл. 9
Содержание ароматических углево- 69 67 68 68 68 67
дородов, % (масс.)
Октановое число:
по ММ 85,6 85,0 85,0 85,0 84,6 84,7
по ИМ 95,0 95,0 95,0 95,0 95,2 95,4
Концентрация водорода в циркуля- 80 82 87 90 89 90
ционпом газе, % (об.)
ТАБЛИЦА 10. Требования к качеству сырья риформинга
Показатели Продукты риформинга
компонент авто- бензина с октано- вым числом (по ММ) бензольио- толуольный риформат кснлольный риформат
80 | 85
Фракционный состав (по ГОСТ), °C: н. к. >60 >85 >65 112—120 10% (об.) >80 >100 50 % (об.) — — 80-82 90 % (об.) >160 > 160 — — к. к. >180 >180 100—105 140—145 Содержание фракций (по ИТК), % (масс.): балластная фракция, н. к.— >10 62 °C бензольная фракция 62— >40 85 °C тяжелая фракция 105—к. к. >10 ксилольная фракция 120— >85 140 °C Содержание легких углеводо- родов (хромотографический анализ), % (масс.) изопентан и н-пентан Отсут- ствуют 2,2-диметилбутан, циклопен- >15 тан, 2,3-диметилбутан, 2-ме- тилпентан, 3-метилпентан (в сумме) Содержание непредельных Не более 2 углеводородов, % (масс.)
20
водорода составляет 1,9% (масс.), а при 39% (масс.) — соответ-
ственно 2,5% (масс). Одновременно увеличивается концентрация
водорода в циркулирующем газе.
Выявленные зависимости выхода и октанового числа рифор-
мата, а также выхода индивидуальных ароматических углеводоро-
дов от фракционного и углеводородного состава дают возмож-
ность сформулировать требования к качеству сырья риформинга
(табл. 10).
Содержание микропримесей в сырье риформинга, прошедшего
предварительную гидроочистку, должно быть (не более): мышьяка,
свинца и меди — 1 • 10'3 мг/кг; хлора — 0,2 мг/кг, азота — 1 мг/кг;
влаги — 10 мг/кг. Допустимое содержание серы в зависимости от
типа применяемого катализатора и назначения процесса состав-
ляет (в мг/кг):
АП-56 АП-64 Серия КР
Для производства высоко- 20 10
октанового бензина
Для производства аромати- 5 5
ческих углеводородов
1
1
ОСНОВНЫЕ ТЕХНОЛОГИЧЕСКИЕ
ПАРАМЕТРЫ ПРОЦЕССА [1, 8, 13—16]
Процесс каталитического риформирования осуществляется над
стационарным катализатором в токе водородсодержащего газа при
повышенной температуре и давлении; процесс эндотермичен и
требует межступенчатого подогрева.
К основным технологическим параметрам процесса относятся
температура на входе в реактор, давление, объемная скорость
подачи сырья и кратность циркуляции водородсодержащего газа.
Температура. Основным регулируемым параметром процесса
является температура на входе в реактор. Процесс риформирова-
ния проводят в реакторе в интервале температур 480—530 °C.
С повышением температуры увеличивается жесткость процесса и
ускоряются все основные реакции. Обычно о глубине процесса
судят по степени ароматизации парафиновых углеводородов,
конверсия которых увеличивается с молекулярной массой. Как
влияет температура на превращение углеводородов, показано
в табл. И [13*]. Например образование ароматических углеводоро-
дов из нафтеновых уже при минимальной температуре процесса
(470 °C) близко к максимальному значению, с повышением темпе-
ратуры прирост их незначителен. В большей мере зависят от темпе-
ратуры реакции ароматизации парафиновых углеводородов. Так,
при температуре 470 °C из парафиновых углеводородов образуется
всего 11,5% ароматических углеводородов; с подъемом темпера-
туры до 510 °C их количество возрастает до 22,1%, т. е. увеличи-
вается почти в два раза. Селективность превращения парафиновых
углеводородов в ароматические мало зависит от температуры
(44,8% при 470 °C и 49,4% при 510 °C), т. е. температура [процесса
21
ТАБЛИЦА 11. Влияние температуры
на превращение углеводородов [13]
Сырье — фракция 62—180 °C. Условия процесса: давление — 1,5 МПа; объемная
скорость подачи сырья — 1,2 ч*‘; мольное отношение водород/сырье — 5,5 : 1; катали-
затор серин КР.
Показателя Температура на входе в реактор. °C
470 480 490 500 510
Образование ароматических углеводородов, 34,5 38,3 42,4 45,2 47,4 % (масс.) в том числе из нафтеновых 22,9 24,2 24,9 25,2 25,2 из парафиновых 11,6 14,1 17,5 20,1 22,2 Образование ароматических из парафино- 33,5 36,8 41,3 44,3 46,7 вых, % Превращение парафиновых С7+, % (масс.) 27,6 34,4 42,2 46,5 48,2 в том числе в ароматические 12,3 15,1 18,8 21,6 23,8 Степень превращения парафиновых С7+, % 54,4 68,0 83,4 92,0 95,3 Глубина ароматизации парафиновых С7+, % 24,4 29,9 37,1 42,6 47,0 Селективность превращения парафиновых 44,8 43,9 44,4 46,3 49,4 С-+ в ароматические, %
практически одинаково влияет на скорость реакции дегидро-
циклизации и гидрокрекинга парафиновых. Поскольку процесс
риформирования в целом эндотермичен, его осуществляют обычно
в три ступени с промежуточным подогревом. Температурный режим
реакторов промышленных установок близок к адиабатическому,
поэтому вследствие преимущественного протекания эндотерми-
ческих реакций дегидрирования нафтеновых углеводородов в пер-
вой .ступени и экзотермических реакций гидрокрекинга парафино-
вых углеводородов в последней ступени средние температуры
в реакторах всегда повышаются от первого по ходу сырья реактора
к последнему [151. Следовательно, при любом практически
возможном варьировании температур на входе в реакторы меня-
ется лишь степень повышения средних температур от первой
ступени к третьей.
С целью определения оптимального температурного режима
в реакторах риформинга было проведено три длительных пробега
установки [14] с понижающимися, ровными и повышающимися
температурами на входе в реакторы. Входные температуры обеспе-
чивали при любом режиме получение катализата с октановым
числом 86—87 (по ММ). Основные показатели температурных
режимов работы установки и материального баланса процесса
приведены в табл. 12, характеристика сырья и полученных ката-
лизатов — в табл. 13.
При всех трех температурных режимах выход стабильного
катализата с равным октановым числом практически одинаков, что
свидетельствует о близкой селективности процесса. Таким образом,
без ущерба для селективности процесса можно выбрать любое
22
ТАБЛИЦА 12. Показатели температурных режимов
и материального баланса установки [14]
Условия процессе: давление в третьем реакторе — 2.5 МПа; объемная скорость
подачи сырья — 1.5 я*1; кратность циркуляции газа — 1400 м’/м’ сырья.
Показатели Распределение температур по реакторам •
понижаю* щееся ровное повышаю* щееся
Температура на входе в реактор, °C:
первый 515 (485) 502 (472) 480 (457)
второй 506 (495) 502 (490) 495 (480)
третий 497 (495) 502 (499) 510 (503)
Температура на выходе из реакто-
ра, °C:
первого 470 459 444
второго 491 484 473
третьего 495 497 501
Суммарный перепад температур, °C 62 66 67
Выход, % (масс.) на сырье:
водорода 1,9 1,9 1,9
метана 1,9 1,8 1,5
этана 3,5 3,4 3,4
пропана 5,0 5,7 6,1
бутанов 4,7 4,8 4,9
углеводородов Cfi+ 83,0 82,4 82,2
Содержание водорода в циркулирую- 77,4 77,7 78,2
щем газе, % (мол.)
• В скобках г/рнведена средняя температур^ в слое катализатора.
ТАБЛИЦА 13. Характеристика сырья
,£ и полученных катализатов [14]
1 Показатели Сырье Катализат при распределении температур
понижаю* щемся равным повышаю* щемся
Плотность, кг/м3 745 795 794 795
Фракционный состав, (по
ГОСТ), °C:
н. к. 105 65 47 48
10 % (об.) 111 85 85 90
50% (об.) 125 127 126 130
90% (об,) 153 160 158 160
К. к. 174 200 199 198
Углеводородный состав, %
(масс.):
непредельные 0,2 1,3 1,1 1,2
ароматические 12,0 66,9 67,2 66,8
нафтеновые 24,1 1,6 2,2 2,2
парафиновые 63,7 30,2 29,5 29,8
Октановое число (по ММ) 46,7 86,9 86,5 86,8
23
ТАБЛИЦА 14. Влияние давления на превращение углеводородов [13]
Сырье: фракция 62—180 “С. Условия процесса: катализатор серии КР; объемная
скорость подачи сырья — 1,2 ч-1; мольное отношение водород/сырье — 5,6: 1.
Показатели Давление 2,5 МПа Давление 1,5 МПа
500 °C 510°С 500 °C 510 °C
Образование ароматических углеводо- родов, % (масс.) в том числе 41,0 43,1 45,2 47,4
из нафтеновых 24,9 25,1 25,2 25,2
из парафиновых 16,1 18,1 20,0 22,2
Образование ароматических из пара- финовых, % Превращение парафиновых С7+, % (масс.) 39,2 41,8 44,3 46,7
44,5 47,3 46,5 48,2
в том числе в ароматические 17,3 19,4 21,6 23,8
Степень превращения парафино- вых С7+, % 88,0 93,5 92,0 95,3
Глубина ароматизации парафино- вых С7+, % Селективность превращения параф!-' новых С7+ в ароматические, % 34,1 38,3 42,6 47,7
г 3§ 8 40 9 46 3 49 4.'.
распределение входных температур, исходя из конкретных уело*
вий эксплуатации установки.
Давление. Парциальное давление при риформинге существенно
влияет на результаты процесса. Снижение рабочего давления при-
'водит к значительному увеличению глубины ароматизации пара-
финовых углеводородов (табл. 14) [13]. Так, при снижении давле-
ния с 2,5 МПа до 1,5 МПа глубина ароматизации возрастает
(при 510 °C) с 38,3% до 47,7%; и главное, при снижении давления
селективность превращений парафиновых углеводородов возра-
стает, что связано с изменением соотношения скоростей реакций,
дегидроциклизации и гидрокрекинга (снижение давлений благо-
приятствует протеканию первых и тормозит вторые).
По данным [1 ] получена графическая взаимосвязь между выхо-
дом бензина риформинга и его октановым числом при разных
давлениях (рис. 6). По мере увеличения октанового числа бензина
риформинга возрастает разница в выходах при 1,5 и 2,5 МПа.
Так, при октановом числе 78 выход бензина при давлении 1,5 МПа
на 2,1% (масс.) выше, чем при 2,5 МПа. При октановом числе
96 разница в выходах достигает 4,8% (масс.). Таким образом,
эффект, достигаемый при снижении давления процесса, тем больше,
чем выше октановое число получаемого бензина. Влияние давления
на показатели процесса определено по данным [8] (рис. 7). При
снижении давления от 3 до 1,5 МПа выход катализата увеличива-
ется на 6,5% (масс.), а выход водорода увеличивается в 1,5 раза.
При этом концентрация водорода в циркулирующем газе повы-
шается с 77% до 85,9% (об.).
24
Рис. 6. Связь между выходом и октано-
вым числом ОЧ по (ИМ) бензина рифор-
минга:
1 — при 2 5 МПа- 2 — при 1,5 МПа.
Рис. 7. Влияние давления на показатели
процесса риформинга фракции 85—180 СС
(октановое число катализата по моторному
методу — 85).
90
Кратность циркуляции водородсодержащего газа. Параметр
этот (Определяется как отношение объема циркулирующего газа,
приведенного к нормальным условиям (О °C, ОД МПа), к объему
сырья, проходящего через реакторы в единицу времени (м3/м3
сырья). ,!<.
Принимая во внимание, что в циркулирующем водородсодержа-
щем газе концентрация водорода изменяется в широких преде-
лах — от 65 до 90% (об.), а молекулярная масса сырья зависит от
фракционного и углеводородного составов, предпочтительнее
пользоваться мольным отношением водород/сырье.
Связь между этими параметрами процесса выражается форму-
лой [15):
.. , .л 1 л— Л kctn
М = 4,46-10 4 -
Р
где М — мольное отношение водород/сырье; k — кратность циркуляции водо-
родсодержащего газа, м3/м3 сырья; с — содержание водорода в циркулирующем
газе, % (мол.); т— средняя мольная масса сырья, кг/моль; р—плотность
сырья, кг/м3.
Влияние кратности циркуляции водородсодержащего газа на
выход продуктов каталитического риформинга было изучено при
риформинге фракций 62—105 и 85—120 °C [15]; проводилась
серия опытов при разной температуре с изменением кратности
циркуляции газа в широком диапазоне (табл. 15). Уменьшение
кратности циркуляции с 1600 до 500 м3/м3 ^сырья приводит к не-
25
g ТАБЛИЦА 15. Влияние кратности циркуляции водородсодержащего газа
на выход продуктов каталитического риформинга [15]
Условия процесса: катализатор КР-102; давление — 1,4 МПа; объемная скорость подачи сырья — 1,5 ч-1.
Показатели Каталитический риформинг фракции 62— 105 °C
при 460 °C при 475 °C при 490 °C
Кратность циркуляции водород- 500 800 1200 1600 500 \ 800 1200 1600 800 1200 1600
содержащего газа, м^м3
Мольное отношение водород/сырье 2,7 4,5 6,6 8,8 2,7 4,4 6,6 8,2 4,1 5,8 7,6
Парциальное давление, МПа:
сырья 0,36 0,24 0,18 0,14 0,36 0,24 0,18 0,14 0,24 0,18 0,14
водорода 0,97 1,08 1,17 1,21 0,98 1,04 1,13 1,14 0,97 1,03 1,06
Выход, % (масс.):
катализата 90,1 90,1 90,8 89,9 86,4 85,2 86,8 84,4 78,9 80,5 78,6
водорода 1,4 1,3 1,3 1,3 1,7 1,7 1,6 1,6 1,8 1,7 1,7
Содержание в катализате углево- дородов, % (масс.):
ароматические 29,9 28,6 27,6 27,1 36,2 38,9 36,0 36,7 45,4 46,0 46,6
в том числе
бензол 12,5 11,8 11,0 11,0 15,6 16,7 14,9 15,7 18,8 19,3 19,8
толуол 16,7 15,8 15,6 15,3 18,5 19,9 18,9 19,5 25,1 25,2 25,2
нафтеновые 6,3 6,9 7,5 7,9 4,1 2,5 3,0 4,0 1,7 1,5 1,6
в том числе метилциклопентан 5,5 6,0 6,4 6,6 3,3 2,5 3,0 3,2 1,7 1,5 1,6
Выход углеводородов, % (масс.) на сырье:
ароматические 26,9 25,8 25,0 24,4 31,3 33,1 31,2 31,0 35,8 37,0 36,6
в том числе
бензол 11,2 10,6 10,0 10,0 13,5 14,2 12,9 13,2 14,8 15,5 15,6
толуол 15,0 14,2 14,1 13,8 15,9 17,0 16,4 16,4 19,8 20,3 19,8
Содержание водорода в циркули- 94,3 93,5 95,2 95,6 94,9 89,5 92,0 89,8 83,7 84,2 83,4
рующем газе, % (об.)
большому снижению парциального давления водорода (приблизи-
тельно на 0,2 МПа) при значительном повышении парциального
давления паров сырья (в 2,6 раза). Увеличение коксоотложен и я
на катализаторах риформинга при уменьшении кратности цирку-
ляции водородсодержащего газа обусловлено, главным образом,
повышением парциального давления паров сырья.
Влияние кратности циркуляции водородсодержагцего газа на
выход ароматических углеводородов в известной мере зависит от
температуры процесса: если при температуре выше 475 °C на выход
ароматических углеводородов не оказывает влияния изменение
циркуляции газа, то при температуре 460 °C с уменьшением крат-
ности циркуляции газа выход ароматических углеводородов
возрастает:
Кратность циркуляции водородсодержа- 1600 1200 800 700 500
щего газа, м3/м3 сырья
Выход, % (масс.) на сырье ароматиче-
ских углеводородов при риформинге
фракции:
24,4 25,0 25,9 — 26,9
33,0 35,1 — 36,0 36,1
62-105 °C
85—120 °C
Принимая во внимание, что выход катализата при изменении
кратности циркуляции водородсодержащего газа практически
не изменяется, можно сделать вывод, что при 460 °C увеличивается
выход ароматических углеводородов вследствие повышения селек-
тивности превращения нафтеновых углеводородов в этих условиях.
Объемная скорость подачи сырья [2]. Объемная скорость —
это отношение объема сырья, подаваемого в реактор в течение 1 ч
к объему катализатора [м3/(м3 ч) или ч-1]. Обычно объемная
скорость в процессе риформирования составляет 1,5—2,0 ч-1.
Данный показатель можно повысить, увеличив расход свежего
сырья или уменьшив загрузку катализатора в реакторы. При этом
уменьшается время контакта реагирующих и промежуточных
продуктов с катализатором. С увеличением объемной скорости
возрастает выход стабильного продукта и содержание водорода
в циркулирующем газе, понижается выход водорода и легких
углеводородов. Выход ароматических углеводородов также будет
падать, поэтому октановое число катализата уменьшится. Это
связано с тем, что при увеличении объемной скорости преобладаю-
щую роль в процессе начинают играть реакции, протекающие
быстрее: дегидрирование нафтеновых углеводородов, гидрокрекинг
тяжелых парафиновых углеводородов и изомеризации С4 и Q.
Роль реакций, требующих большего времени (дегидроциклизации,
деалкилирования и гидрокрекинга легких углеводородов), сни-
жается .
ПРЕДВАРИТЕЛЬНАЯ ГИДРООЧИСТКА СЫРЬЯ [9, 16-18]
Цель предварительной гидроочистки — превращение и удале-
ние веществ, дезактивирующих моно- и полиметаллические плати-
новые катализаторы риформинга. К этим веществам относятся
27
сернистые, азотные и кислородсодержащие соединения, а также
соединения, содержащие металлы и галогены, непредельные угле-
водороды. Превращение указанных веществ происходит на спе-
циальном гидрирующем катализаторе. Летучие продукты — серо-
водород, аммиак, вода, хлористый водород — удаляются путем
отпарки гидрогенизата. Металлические примеси отлагаются на
катализаторе гидроочистки.
Отпарка гидрогенизата является важной подготовительной
операцией, обеспечивающей нормальную работу каталитического
риформинга. При установившемся режиме отпарной колонны влага
из гидрогенизата удаляется в виде азеотропа, обеспечивая низкую
влажность в системе риформинга — необходимое условие работы
хлорированных катализаторов (АП-64 и серии КР).
Катализаторы. Для гидроочистки бензиновых фракций ис-
пользуются алюмокобальтмолибденовый (марка АКМ) или алюмо-
никельмолибденосиликатный (марка АНМС) катализаторы. *
Катализатор АКМ состоит из активных компонентов — оксида
кобальта СоО и триоксида молибдена МоО3, нанесенных на оксид
алюминия. Катализатор имеет сине-голубую окраску, сформован
в виде гранул-таблеток неправильной формы или черенкообразных
экструдатов. В качестве активных компонентов катализатора
АНМС используется оксид никеля NiO и триоксид молибдена
МоО3, осажденные на носитель, содержащий оксид алюминия
А12О3 и оксид кремния' SiO2. Катализатор имеет зеленоватую
окраску, сформован в виде гранул-таблеток или экструдатов—
диаметром и высотой 4—7 мм.
Катализаторы АКМ и АНМС в процессе гидроочистки (а в неко-
торых случаях и при подготовке катализаторе к работе) активизи- 1
руются водородом, в результате МоО3 восстанавливается до
МоО2, а затем частично до металлического состояния. При подаче
сырья активные компоненты катализаторов взаимодействуют
с сернистыми соединениями и переходят в сульфиды металлов.
В этой форме катализаторы проявляют оптимальную активность.
Характеристика катализаторов АКМ и АНМС:
Насыпная масса, кг/м3
Удельная поверхность, м2/кг
Содержание, % (масс.):
активных компонентов
оксида кобальта СоО
триоксида молибдена, МоОэ
оксида никеля NiO
» кремния SiO3
вредных смесей
оксида железа Fe2O3
оксида натрия Na,O
влаги, удаляемой при 650 °C
пыли и крошки
АКМ
640—670
>100
>0,16
>0,08
>2,5
>2,5
АНМС
640—740
>100
>12
>4
5—7
>0,16
>0,08
>2,5
>2,5
* Имеются сведения [19] о внедрении нового катализатора ГО-ЗО-7 на дей-
ствующей установке.
28
I
Индекс прочности на раскалывание, 1,1 1,2
кг/мм
Относительная активность по обессери- ^95 Jg95
ванию (AS)
Основные реакции. Сернистые соединения в прямогонных
^бензиновых фракциях представлены меркаптанами, сульфидами,
*ди- и полисульфидами, тиофенами. В продуктах вторичного про-
исхождения (в бензинах коксования и термокрекинга, в отгонах
гидроочистки дизельных топлив) преобладают циклические соеди-
нения серы ароматического характера — тиофены. Кроме того,
в бензинах возможно наличие элементной серы, образующейся
при '.ермическом распаде сернистых соединений в процессе пере-
гонки и в результате окисления сероводорода при контакте с воз-
духом.
Меркаптаны, сульфиды и дисульфиды легко гидрируются в со-
ответствующие углеводороды уже при сравнительно мягких усло-
виях, однако глубина их гидрогенолиза различна. Тиофены
наиболее трудно поддаются превращениям.
Устойчивость сернистых соединений увеличивается в следую-
щем ряду: меркаптаны > дисульфиды > сульфиды > тиофены.
Внутри каждой из групп сернистых соединений скорость обес-
серивания уменьшается с увеличением молекулярной массы.
Ниже приводятся примеры реакций гидрирования сернистых
соединений:
R—SH +Н2----->RH-|-H2S
Меркаптаны
SS-R'+ЗНг----> RH+R'H+2H2S
Дисульфиды
R—S-R'+2H2----->RH4-R'H4-H2S
Сульфиды
j~j|+2H2 —> C4H10 + H2S
s s -
Тиофен
Азотистые соединения в бензиновых фракциях представлены
пирролами и пиридинами, а в высококипящих фракциях —
хинолинами. Возможно присутствие иных соединений, попадающих
в бензиновые фракции на стадии первичной переработки нефти.
Содержание азотистых соединений в прямогонных бензиновых
фракциях невелико; в бензинах вторичного происхождения содер-
жание азотистых соединений значительно выше (в 5—10 раз). При
гидроочистке азотистые соединения превращаются примерно по
следующей схеме:
О+Н2 ------------ + Н2 +Н2
----* ► Амины ----► С4Н10 + NHa
N NH
Пиррол
29.
N NH
+ H2
---->• Амины
Пиридин
Хннолнн
+ н2
----► н-Пентан и изопентан + NH3
Амины
Кислородсодержащие соединения в бензинах (спирты, эфиры,
перекиси, фенолы) и растворенный кислород, содержание которого
доходит до 0,5% (об.), в условиях гидроочистки превращаются
в углеводороды и воду:
СвН6ОН+Н2->---->СаНв +Н2О
Фенол Бензол
С7Н15ООН+2Н2----► С7Н1в +2Н2О
Гидроперекись Гептан
- -;J. гептана ; > <_ -.
Содержание олефиновых углеводородов в прямогонных бензи-
новых фракйиях обычно не превышает 2% (масс.). Олефиновые
углеводороды при высоких температурах быстрее углеводородов
других классов образуют кокс, который осаждается в печах и на
катализаторе. В условиях гидроочистки олефиновые углеводороды
гидрируются, превращаясь в соответствующие парафиновые угле-
водороды.
Остаточное содержание олефиновых углеводородов в гидро-
генизате обычно не превышает 0,5% (масс.).
В прямогонных бензинах содержатся небольшие количества
органических соединений, имеющих в своем составе хлориды
(обычно хлор) и некоторые металлы (свинец, медь, мышьяк).
При гидроочистке соединения, содержащие металл и хлор, разру-
шаются, металлы отлагаются на поверхность катализатора,
а хлористый водород удаляется при отпарке. Возможно" также
образование хлористого аммония (взаимодействие хлористого
водорода с аммиаком), который осаждается в теплообменниках и
холодильниках системы гидроочистки.
Содержание указанных примесей резко возрастает при исполь-
зовании бензинов вторичного происхождения или при переработке
так называемой «ловушечной» нефти.
Основные реакции, протекающие при гидроочистке, идут с вы-
делением теплоты. Поскольку содержание примесей в сырье
риформинга незначительно, процесс гидроочистки не сопровожда-
ется видимым повышением температуры газопродуктовой смеси,
а потребление водорода также незначительно [с учетом его раство-
рения в бензине и возможных потерь — не более 0,15% (масс.)].
Параметры процесса. Глубина очистки бензиновых фракций
от серы и других примесей зависит от температуры процесса,
30
парциального давления водорода и объемной скорости подачи
сырья на катализатор. Стабильность работы катализатора также
зависит от соотношения расхода водородсодержащего газа к объему
перерабатываемого сырья.
Глубина очистки растет с увеличением парциального давления,
которое зависит от общего давления в системе, расхода подавае-
мого водородсодержащего газа и концентрации водорода в нем.
Блоки предварительной гидроочистки рассчитаны на переработку
бензиновых фракций при давлении до 4,0 МПа при следующих
параметрах процесса: 1
Парциальное давление водорода, МПа 1,0—3,0
Температура, °C:
в начале цикла 330—350
в конце цикла 370—380
Объемная скорость подачи сырья, ч“1 2,5—5 *
Отношение расхода водородсодержащего газа 80—500
к объему сырья, м3/м3
• Для катализатора ГО-ЗО-7 1191 до 10 ч"Ч
СЕЛЕКТИВНОЕ ГИДРИРОВАНИЕ
НЕПРЕДЕЛЬНЫХ УГЛЕВОДОРОДОВ
При получении риформатов для производства товарных арома-
тических углеводородов (бензола, толуола и ксилолов) в системе
риформинга предусматривается реактор со специальным катализа-
тором, где при объемной скорости 5—4 ч-1, давлении 1,4—2,5 МПа
и температуре 150—200 °C осуществляется селективное гидриро-
вание непредельных.
В катализатах риформинга обычно содержится 0,7—1,5%
г (масс.) олефиновых углеводородов и следы диеновых.
Путем селективного гидрирования производится исчерпываю-
щее гидрирование диеновых, содержание олефиновых резко снижа-
ется и может быть доведено до сотых долей процента.
Для гидрирования непредельных углеводородов в риформатах
используются алюмоплатиновые катализаторы АП-10 и АП-15, *
характеристика которых приведена ниже:
Насыпная масса, кг/мэ 600—680
Индекс прочности на раскалывание, кг/мм:
средний :2г0,97
минимальный ^0,55
Размеры экструдатов, мм:
диаметр 2,6—3,0
длина 3—7
Каталитические свойства:
активность—бромное число гидрированного ката- <0,15
лизата
селективность — разность между содержанием apo- 4~2.0
матических углеводородов в сырье и продуктах, %
(масс.)
’А. с. 200096, 213342.
31
Эти катализаторы представляют собой оксид алюминия с равно-
мерно распределенной по всему объему таблеток платиной. Ката-
лизаторы АП-10 и АП-15 выпускаются в осерненном виде и перед
пуском восстанавливаются одновременно с катализатором рифор-
минга. Катализатор АП-10 является более селективным и рекомен-
дуется для использования в системе риформинга с катализаторами
серии КР. При нормальной работе катализаторов АП-10 и АП-15
происходит гидрирование лишь непредельных углеводородов,
концентрация ароматических и нафтеновых углеводородов в ри-
формате до и после реактора гидрирования практически оди-
накова.
Основным показателем нормальной работы катализатора явля-
ется низкий перепад температур на входе и выходе из реактора,
который не превышает 10 °C. Увеличение перепада сверх этого
свидетельствует либо о гидрировании ароматических углеводоро-
дов, т. е. о потере селективности катализатора, либо о заметном
изменении количества непредельных углеводородов в риформате.
Окислительная регенерация катализаторов АП-10 и АП-15
проводится одноцр.емщпщ с регенерацией катализаторов рифор-
минга при температуре не выше 400 °C без изменения технологи^
ческой схемы циркуляционного тракта риформинга.
<
Глава 2
ПРОМЫШЛЕННЫЕ УСТАНОВКИ'ДЛЯ ПОЛУЧЕНИЯ
ВЫСОКООКТАНОВОГО КОМПОНЕНТА
АВТОМОБИЛЬНЫХ БЕНЗИНОВ
Эксплуатирующиеся и строящиеся в отрасли установки катали-
тического риформинга различаются по мощности, технологической
схеме основных узлов, типу и размерам основного и вспомогатель-
ного оборудования, а также наличию дополнительных узлов и
сооружений. Проекты всех установок, рассматриваемых в данной
главе, были разработаны в институте Ленгипронефтёхим (ранее
Ленги прогаз) по научно-исследовательским данным института
ВНИИНефтехим — автора процесса каталитического риформиро-
вания. Первые проекты установок каталитического риформинга
были разработаны в конце 1950-х гг., а строительство и ввод
в эксплуатацию установок по этим проектам были осуществлены
в начале 1960-х гг. (первая установка Л-35-5 была введена в экс-
плуатацию в 1962 г.)
Л-Зб-б
Установка предназначена для переработки прямогонной широ-
кой бензиновой фракции с целью получения компонента автобен-
зина с октановым числом 75 (по ММ без ТЭС). Установка пре-
32
Рис. 8. Технологическая схема установки Л-35-5:
ПК-1-1-б — компрессоры поршневые; С-1.2 — сепараторы; П-1 — трубчатая печь;
Р-1+3 — реакторы; /(-/ — абсорбер очистки от HiS; К-2 — абсорбер осушки; К-3 —
скруббер-промыватель; К-4 — стабилизационная колонна; Т-1-1-11 — теплообменники;
1'ЕгЮ -тг-рефлюксная емкость; ЦН- — центробежные насосы; а1
А— сырье; /7-»-7,водородсодержащнйjгаз? /// -^.стабидьтцый. /ХЭДЗЛйзЛаК*' /V — угле- , .
водородный газ; V — жидкая «головка».
дусматривает два варианта работы отделения стабилизации: на
режиме депропанизации и на режиме дебутанизации гидрогенизата.
Сырьем служит предварительно гидроочищенная (на установ-
ках Л-24-300) прямогонная, широкая бензиновая фракция, выки-
пающая в пределах 60—180 °C, с содержанием серы не более
0,1% (масс.) *. Фракция 85—180 °C — наиболее предйочтительна.
Производительность установки составляет 300 тыс. т/год по
сырью. При модернизации и интенсификации установки произво-
дительность может быть увеличена на 30% при выработке катали-
зата с октановым числом 80 (по ММ) и на 5—7% при выработке
катализата с октановым числом 85 (по ММ) [20].
На нефтеперерабатывающих заводах отрасли'установки Л-35-5
работают в комплексе с отдельно стоящим блоком предварительной
гидроочистки Л-24-300. Прямогонные бензиновые фракции из
парков поступают на блоки предварительной гидроочистки
Л-24-300, затем гидроочищенные бензиновые фракции направля-
ются на каталитическое риформирование на установки Л-35-5.
Описание установки (рис. 8). Схема установки — однопоточ-
ная. Сырье смешивается с циркуляционным водородсодержащим
газом, поступает в межтрубное пространство теплообменников
Т-1 -?4, догревается в трубчатой печи до температуры реакции’ и
направляется в первый реактор.
Риформирование происходит с поглощением теплоты, поэтому
для восстановления температуры в зоне реакции устанавливаются
• Фактическое содержание серы в сырье установок Л-35-5 значительно ниже
и колеблется в зависимости от содержания серы в негидроочищенных бензиновых
фракциях и уровня эксплуатации в пределах от 5 до 400 частей/млн.
2 В. А. Гуляев и дя.
33
три реактора с межступенчатым подогревом газосырьевой смеси
во второй и третьей секции трехсекционной трубчатой печи 11-1
до температуры 525 °C. Газопродуктовая смесь из третьего реак-
тора направляется в трубное пространство теплообменника Т-4;
из теплообменника Т-4 пройдя подогреватель стабилизационной
колонны Т-11 и отдав теплоту, продукты реакции направляются
в теплообменники подогрева газосырьевой смеси Т-1+3, охлажда-
ются далее в водяных холодильниках и поступают в сепаратор
высокого давления. В сепараторе высокого давления газопродукто-
вая смесь газа разделяется на циркуляционный газ и нестабильный
гидрогепизат. Циркуляционный газ из сепаратора С-1 направля-
ется в отделение очистки газа от сероводорода, проходит осушку и
возвращается в узел смешения с сырьем. *
Избыток водородсодержащего газа поступает во всасывающий
коллектор дожимных компрессоров ПК-5,6, с нагнетания которых
с давлением 6,0 МПа направляется в общезаводскую сеть водород-
содержащего газа или непосредственно на блок гидроочистки
Л-24-300.
Нестабильный гидрогепизат поступает в сепаратор низкою
давления С-2, где происходит выделение растворенных (азов.
Освобожденный от растворен и ых юзов гндрогенизат направляется
на стабилизацию.Стабилизация бензина осуществляется в колонне
К-4 при повышенном давлении. Предусматривается два варианта
стабилизации бензина: 1) режим депропанизации — позволяет
получать бензин с давлением насыщенных паров 450 мм рт. ст;
2) режим дебутанизации — позволяет получать бензин с давлением
насыщенных паров 135 мм рт. ст.
Верхний продукт стабилизационной колонны, пройдя конден-
сатор-холодильник, направляется в рефлюксную емкость, откуда
часть сконденсировавшейся жидкости (головка С3 ф- С4) возвра-
щается на орошение колонны, а избыток выводится с установки. *'
Жирный газ, выделившийся в рефлюксной емкости дросселиру-
ется и вместе с газом из сепаратора низкого давления направля-
ется в общезаводское хозяйство.
Стабильный катализат из подогревателя Т-11 проходит через
теплообменники Т-9,10, холодильники, поступает на защелачива-
ние и водную промывку и выводится с установки в общезаводское
хозяйство. ***
* Х'зльг очистки и осушки водородсодержащего газа предусматривались
типовым проектом. С вводом в эксплуатацию блоков предварительной гидро-
очистки Л-24-300 оборудование вышеприведенных узлов на установках не экс-
плуатируется.
** Проектом предусматривалось включение в состав установки узла деэта-
низации жирного газа и головки, состоящего из фракционирующего абсорбера
и стабилизационной колонны для выделения стабильной головки и регенерации
абсорбента фракционирующего абсорбера. В практике узел деэтанизации при-
менения не нашел.
*** С вводом в эксплуатацию блоков гидроочистки Л-24-300 защелачивание
и водная промывка бензина в настоящее время на заводах отрасли не произ-
водится.
34
Очистка циркуляционного водородсодержащего газа от серо-
водорода производится в абсорбере /<-/ с помощью 15% раствора
моноэтаноламина (МЭА). Осушка циркуляционного газа осу-
ществляется в абсорбере К-2 95% раствором диэтиленгликоля
(ДЭГ) *.
Избыток водородсодержащего газа сбрасывается в общезавод-
скую сеть водородсодержащего газа.
Раствор МЭА регенерируется в отгонной колонне К-5; с верха
колонны отбираются сероводород н пары воды, которые проходят
конденсатор-холодильник и поступают в сепаратор, где происходит
разделение сероводорода и воды.
Сероводород выводится в общезаводское хозяйство, а водная
флегма возвращается на орошение в колонну; избыток флегмы
сбрасывается в сеть сернисто-щелочных стоков.
Регенерированный раствор МЭА с низа колонны К-5 проходит
через теплообменники-холодильники и собирается в емкости
циркулирующего раствора МЭА, откуда подается в абсорбер
К-1.
Регенерация катализатора— газовоздушная, производится
смесью инертного газа и воздуха при давлении 0,5—1,0 МПа.
Для проведения регенерации предусматриваются скруббер
мокрой очистки К-5, где происходит охлаждение и отмывка газов
регенерации от сернистых соединений, и воздушные компрессоры
ВК-1,2.
Основное оборудование. Реактор с аксиальным
вводом сырья. Корпус выполнен из углеродистых сталей.
Для защиты от коррозии и поддержания температуры стенок не
выше 150—200 'С корпус реактора с внутреннтй стороны покрыва-
ется армированной жароупорной торкрет-бетонной футеровкой.
Внутренние детали реактора изготовлены из нержавеющих сталей.
Диаметр реактора — 2600 мм.
Сырьевые т е п л о о б м е н н в к л — кожухотрубчатые
с плавающей головкой, одноходовые по трубному и межтрубно.му
пространству. Диаметр — 800 мм,.длина аппарата — 14 400 мм,
поверхность — 350 м2.
Теплообменники стабилизации — кожухо-
трубчатого типа, одноходовые. Диаметр — 630 мм, длина аппа-
рата — 6900, мм, поверхность — 200 .м2.
Подогреватель стабилизационной к о-
л о н н ы — горизонтального типа с паровым пространством.
Диаметр — 2400 мм, длина аппарата — 9 200 мм, поверхность —
260 м2.
Стабилизационная колонна — тарельчатого
типа с тарелками колпачкового типа. Число тарелок — 30. Диа-
метр аппарата — 2000 мм, высота 26 000 мм.
Абсорбер очистки циркуляционного
газа — колонна тарельчатого типа с тарелками желобчатого
• См. примечание на стр. 00.
2* 35
типа. Количество тарелок — 12. Диаметр аппарата — 3000 мм.
Трубчатая печь — многокамерная вертикальная,
трехсекционная печь разработки Ленгипрогаза. Имеет три радиант-
ные камеры и одну конвекционную. Тепловая нагрузка печи —
22,5 МВт.
Компрессоры циркуляционного газа —
поршневого типа, марки 5Г-600/42-60. Производительность —
36 000 м3/ч. Давление всасывания — 3,5 Л1Па, давление нагнета-
ния — 5,0 МПа.
Компрессоры избыточного водороде о-
держащего газа — поршневого типа, по типу 5Г. Произво-
дительность — 4000—6800 м3/ч. Давление всасывания — 3,0 МПа,
давление нагнетания — 6,0 МПа.
Компрессоры для подачи воздуха на ре-
генерацию и опрессовки системы — поршневого
типа, марки 2СГ-50. Производительность — 780 м3/ч. Давление
всасывания—0,1 МПа, давление нагнетания — 1,8 МПа.
Технико-экономические показатели. На каталитическое рифор-
мирование 1 т сырья расходуется *: пар высокого давления
(3,6 МПа) — 42,0 кг; пар низкого давления (1,0 МПа) — 51,5 кг;
оборотная вода — 15,2 м3; электроэнергия — 300 МДж; топливный
газ ** — 11,4 м3; мазут — 54,5 кг; алюмоплатп новый катализатор
— 0,032—0,026 кг ***; МЭА — 0,106 кг; ДЭГ — 0,214 кг.
Л-Зб-11/300
Установка предназначена для переработки прямогонных бензи-
новых фракций с целью получения компонентов автобензинов
с октановым числом 78—80 (по ММ без ТЭС). На установке могут
перерабатываться фракции 105—140 СС с целью получения катали-
зата для последующего выделения из них суммарных ксилолов.
Сырьем служат прямогонные бензиновые фракции, выкипаю-
щие в пределах 85—180 °C или 105—180 °C с содержанием серы до
0,3% (масс.). Возможно небольшое вовлечение (не более 10%)
в переработку бензинов вторичного происхождения (термического
срекинга и коксования).
Основные показатели сырья и получаемых продуктов, представ-
лены в табл. 16.
Одновременно с основной продукцией — высокооктановым де-
бутанизированным (или депропанизированным) катализатом на
установке вырабатываются: 1) водородсодержащий газ — исполь-
зуется на установках гидроочистки дизельного топлива и керосина;
2) углеводородный газ — сбрасывается в общезаводскую сеть
топливного газа; 3) стабильная головка — направляется, как
* Энергозатраты приведены по данным типового проекта. При привязке
установки к конкретным условиям энергозатраты могут изменяться.
** Здесь и далее объемы газов приведены к нормальным условиям; Q? —
= 47 000 кДж/м3. (
**♦ Для катализатора АП-56; для АП-64 может достигать 0,023 кг/т сырья.
36
ТАБЛИЦА 16. Основные показатели сырья
и получаемых продуктов для установки Л-35-11/'.'jOO
Показатели Фракция 85—180 вС Фракция I 05 — 180 сС
сырье катализат сырье катализат
Плотность т/м3 0,745 0,778 0,753 0,772
Содержание серы, %
(масс.):
до гидроочистки 0,3—0,05 — 0,3—0,05 —
после гидроочистки 0,005 — 0,005 —
Фракционный состав (по
ГОСТ), °C:
н. к. 105 59 118 56—59
10 % (об.) 115 86 125 86—96
50 % (об.) 134 136 14'2 137—140
90 % (об.) 165 168 180 166—169
К. к. 180 194 180 175—194
У глеводородны й состав,
% (масс.):
ароматические 14 50 15 50—55
нафтеновые 24 — 22,2 —
парафиновые 62.0 — 62,8
непредельные С 1,0 1,6 — 1,6—1,8
Октановое число (по ММ) 38,5 77—78 35,0 78—80
правило, на установки газофракционирования; 4) сероводородный
газ {с содержанием сероводорода до 98% (об.)] — направляется
на установки производства серы или серной кислоты.
Мощность установки составляет 300 тыс. т/год по сырью. При
интенсификации установки производительность может быть увели-
чена на 30% при выработке катализата с октановым числом 80
(по ММ) и на 5—7% при выработке катализата с октановым числом
85 (по ММ) [201.
Описание установки (рис. 9). Схема установки — однопоточ-
ная. Сырье из промпарка поступает на прием сырьевых насосов
ЦН-1,2, далее смешивается с циркулирующим водородсодержащим
газом и направляется в межтрубное пространство теплообменников
Т-1. Газосырьевая смесь после Т-1 с температурой 250 СС догрева-
ется до температуры реакции в конвекционной и радиантной сек-
циях печи и с температурой 405—425 °C поступает в реактор Р-1.
В реакторе Р-1 в присутствии алюмокобальтмоли (ценового
катализатора сернистые соединения превращаются в сероводород.
Из реактора Р-1 гидрогенизат вместе с циркуляционным газом
и газами реакции поступает в качестве теплоносителя в трубное
пространство подогревателя Т-3 отпарной колонны К-1.
Гидрогенизат и газы реакции из теплообменника Т-3 поступают
в трубное пространство теплообменников Т-1, далее в холодильник
Х-1 и в сепаратор С-1. Из сепаратора С-1 гидрогенизат направля-
ется в теплообменник Т-2, где нагревается за счет теплоты потока,
37.
Рис. 9, Технологическая схема устаноаки Л-35-1 1/300:
ПК — поршневой компрессор; ЦП Центробежный насос; ПН — поршневой насос; Р — реактор; К — колонна; II — трубчатая печь: Т —
теплообменник; С “* сепаратор; X — ^^однльпнк, ХК — конденсатор-холодильник; Е — емкость;
1 — сырье; // — водородсодержащий газ; III — углеводородный газ; IV — стабильный бензин; V — стабильная «головка»; VI — сероводород»
идущего из отпарной колонны К-1, п с температурой 150 СС посту-
пает па 23-ю тарелку отпарной колонны.
Водородсодержащнй газ из сепаратора С-1 направляется
в абсорбер К-2 на очистку от сероводорода. Очистка производится
15% раствором МЭА. После очистки водородсодержащнй газ
разделяется на: 1) циркуляционный газ, поступающий на прием
компрессора ПК-1,2 и далее па смешение с сырьем; 2) избыточный
водородсодержащий газ , который поступает на прием дожимного
компрессора ПК-6, 7 и с давлением 6 МПа выдается с установки.
В отпарной колонне К-1 осуществляется отпарка сероводорода
и паров воды. Отпаренные газы выходят с верха колонны К-1,
проходят конденсатор-холодильник ХК-1 и поступают в сепаратор
С-2. Жидкая фаза из сепаратора С-2 подается на орошение К-1,
избыток сбрасывается на прием сырьевых насосов. Углеводород-
ный газ из С-2 поступает на очистку в абсорбер К-3, после очистки
направляется во фракционирующий абсорбер К-6.
Гвдрогепизат, освобожденный от сероводорода и воды, через
подогреватель Т-3 поступает в межтрубное пространство тепло-
обменника Т-2, далее в межтрубпое пространство теплообменника
Т-6. Перед теплообменниками Т-6 гидрогенизат смешивается
с циркуляционным газом риформинга. Смесь гидрогенизата и
циркуляционного газа после подогрева в Т-6 до температуры
420—460'С проходит три ступени риформирования в реакторах
Р-2, 3,4 с промежуточным подогревом в вертикальной радиантно-
конвекционной трубчатой печи П-1.
Газопродуктовая смесь из реактора Р-4 с температурой 475—
515 СС двумя параллельными потоками направляется в трубное
пространство теплообменников Т-6, охлаждается в холодильнике
Х-6 и поступает в сепаратор высокого давления С-7, где происходит
разделение газожидкостной смеси на водородсодержащнй" газ и
катализат.
Водородсодержащий газ циркуляционными компрессорами
ПК-2 4-5 возвращается в систему риформинга на смешение с гидро-
генизатом, избыточный водородсодержащнй газ направляется
в блок гидроочистки сырья.
Нестабильный катализат из сепаратора С-7 направляется на
сепарацию второй ступени в С-8. Углеводородный газ из С-8
смешивается с газом из К-3 и поступает во фракционирующий
абсорбер К-6.
Катализат из С-8 частично, в качестве абсорбента, направляется
в верхнюю часть К-6, а основная часть поступает в межтрубное
пространство теплообменников Т-7 и далее в нижнюю часть
фракционирующего абсорбера. Во фракционирующем абсорбере
К-6 осуществляется деэтанизация нестабильного катализата.
Деэтанизированный нестабильный катализат с низа абсорбера
К-6 разделяется на два потока. Один поток прокачивается через
печь П-2 и возвращается в К-6 для поддержания необходимой
температуры. Второй поток проходит межтрубное пространство
теплообменников Т-8 и направляется в стабилизационную колонну
39
К-7. В стабилизационной колонне осуществляется стабилизация
бензина при двух режимах: дебутанизация и депропанизация.
Верхний продукт колонны К-7 проходит конденсатор-холодиль-
ник ХК-4 и поступает в емкость орошения Е-7. Из емкости ороше-
ния жидкая головка подается в К-7 на орошение, а избыток выда-
ется с установки в общезаводское хозяйство.
Стабильный бензин с низа колонны К-7, пройдя через тепло-
обменники Т-8, Т-7, холодильник, направляется в качестве товар-
ного продукта в общезаводское хозяйство завода.
Регенерация насыщенного раствора МЭА происходит в колонне
К-4, куда насыщенный раствор МЭА подается, пройдя через тепло-
обменники Т-4. Ввод теплоты в колонну К-4 осуществляется водя-
ным паром при помощи подогревателя Г-5; с низа К-4 регенериро-
ванный раствор МЭА направляется в Т-4, далее в Х-2 и в емкость
циркулирующего раствора МЭА Е-1, откуда забирается насосами
и подается в абсорберы К-2,3.
Катализатор гидроочистки работает без регенерации до отра-
ботки, затем его заменяют свежим, а катализатор риформинга
подвергается регенерации в сроки, установленные технологиче-
ским регламентом на эксплуатацию. Регенерация катализатора
риформинга — газовоздушная. Для проведения регенерации
используется оборудование реакторного блока: теплообменник
Т-6, трубчатая печь П-1, сепаратор С-7, компрессор ПК-2-^-5,
холодильник Х-5, воздушные компрессоры ВК-1,2 и адсорбер
К-5. Избыточные газы регенерации сбрасываются со щита сброса.
Более подробное описание регенерации катализаторов изложено
в гл. 5.
Основные параметры ведения процесса:
Блок гидроочистки Блок риформинга
Давление, МПа 3—4 4 (в третьем реакторе)
Температура, С 400-420 480—520
Объемная скорость подачи сырья, ч"1 5 1,5
Кратность циркуляции водородсо- держащего газа, м3/№ сырья 500 1500
Катализатор Алюмоко- бальтмолиб- деиовый Алюмоплати- иовып (АП-56, АП-64)
Основное оборудование. Реакторы гидроочистки
и риформинга выполнены с аксиальным вводом сырья,
футерованы изнутри жароупорным торкрет-бетонным покры-
тием, корпус — из низколегированной, внутренние детали — из
нержавеющей стали. Диаметры реакторов — 2600 мм (внутренний
диаметр без футеровки — 2300 мм).
Продуктовые теплообменники (Т-1 и Т-6) —
одноходовые с плавающей головкой. Корпус выполнен из биме-
талла, трубные пучки — из нержавеющей стали. Диаметр кор-
пуса — 800 мм, длина — 12 000 мм.
40
Подогреватель отпарной колонны с па-
ровым пространством (Т-3) — горизонтального типа,
имеет диаметр 2400 мм, длина трубок — 7000 мм, корпус выполнен
из биметалла, трубки — из нержавеющей стали.
Отпарная колонна, абсорбер очистки
циркуляционного газа — тарельчатого типа с желоб-
чатыми тарелками. Диаметр — 2200 и 2600 мм соответственно.
Абсорбер очистки углеводородного г а-
з а —тарельчатого типа с желобчатыми тарелками. Диаметр —
1000 мм.
Фракционирующий абсорбер — тарельчатого
типа с колпачковыми тарелками. Диаметр — 1200 мм.
Стабилизационная колонна — тарельчатого
типа с желобчатыми тарелками. Диаметр — 1000/2000 мм.
Технико-экономические показатели. На каталитический ри-
форминг 1 т сырья расходуется *: пар -^28,0 кг; электроэнергия —
350 МДж; охлаждающая вода — 16,0 м3; мазут — 60 кг; топливный
газ — 12,5 м3; алюмокобальтмолибденовый катализатор — 0,005—
0,015 кг; алюмоплатиновый катализатор — 0,025—0,032 кг**;
А1ЭА — 0,05 кг.
Л-Зб-11/600
Установка предназначена для переработки прямогонных бензи-
новых фракций с целью получения компонентов автобензинов
с октановым числом 78—80 (по ММ).
Сырьем служат прямогонные бензиновые фракции, выкипаю-
щие в пределах 85—180 °C пли 105—180 °C с содержанием серы
до 0,3% (масс.).
Основные показатели сырья и получаемой продукции — ста-
бильного катализата аналогичны показателям сырья и катализата,
перерабатываемых на установке Л-35-11/300 (см. табл. 16). Допу-
скается содержание непредельных в сырье до 1% (масс.).
Одновременно с основной продукцией па установке вырабаты-
ваются: 1) водородсодержащий газ — используется на установках
гидроочистки дизельного топлива и керосина; 2) углеводородный
газ — сбрасывается в общезаводскую сеть топливного газа;
3) стабильная головка — направляется, как правило, на установки
газофракционирования; 4) сероводородный газ [с содержанием
H2S до 98% (об.)[ — используется для выработки серной кислоты
или элементарной серы. ;
Мощность установки составляет 600 тыс. тонн/год по сырью.
При интенсификации установки производительность может быть
увеличена на 30% при выработке катализата с октановым числом 80
(по ММ). На жестком режиме при соответствующем дооборудовании
* Энергозатраты приведены по данным типового проекта. При привязке
установки к конкретным условиям энергозатраты могут изменяться.
** Для катализатора АП-56; для АП-64 может достигать 0,02 кг/т сырья-
41
можно получать катализат с октановым числом 85—86 (по ММ)
[20L
Описание установки (рис. 10). Схема установки — однопоточ-
ная. Технологическая схема укрупненной установки Л-35-11/600
аналогична схеме типовой установки Л-35-11/300. Как и указанная
типовая установка, она состоит из блока предварительной гидро-
очистки, блока риформирования гидрогепизата, отделения стаби-
лизации катализата риформинга, отделения очистки водородсодер-
жащего и углеводородного газов от сероводорода и узла регенера-
ции раствора МЭА.
Блок предварительной гидроочистки выполнен с циркуляцией
водородсодержащего газа, что обеспечивает достаточные хорошие
условия для очистки бензиновых фракций от серы. При остановке
циркуляционных компрессоров блока предварительной гидро-
очистки установка может работать по схеме на «проток» водо-
родсодержащего газа: межтрубное пространство Т-1 -> П-1 ->
—Р-1 -v трубное пространство Т-1 -> Х-1 -* С-1 К-2 -+ выход
с установки. В этом случае избыточный водородсодержащий газ
выводится с установки при пониженном давлении /3,5—
3,7 МПа).
Блок риформинга, в отличие от Л-35-11/300, в третьей ступени
имеет два реактора — Р-4/1 и Р-412. При этом у входа в третью
секцию печи газосырьевая смесь разделяется на два потока, посту-
пающие в реакторы Р-4Н и Р-412, а затем двумя параллельными
потоками направляется в теплообменники Т-6 и далее — анало-
гично схеме установки Л-35-11/300.
Стабилизация катализата — сложная, с использованием фрак-
ционирующего абсорбера: на режиме дебутанизации при давлении
1,2 МПа, на режиме депропанизации при 1,55 МПа.
Подвод теплоты к отпарной колонне осуществляется с по-
мощью теплообменника-рибойлера.
Регенерация катализатора риформинга — газовоздушная.
Катализатор гидроочистки не регенерируется.
Основные параметры ведения процесса:
Блок гидроочистки Блок риформиига
Давление, МПа 3,5—4,0 3,5—4 (на выходе вз третьего реак- тора)
Температура, °C 380—420 480-525
Объемная скорость подачи сырья, ч-1 5,0 1,5
Кратность циркуляции водородсо- держащего газа, м3/м3 сырья 500 1500
Катализатор Алюмоко- А.тюмоплатн-
ба.тьтмолибде- новый (АП-56,
повый или алюмоникель- молнбденовый АП-64)
42
Рис. 10. Технологическая схема установки Л-35-1 1/600:
Р — реактор; /7 — лечь; Т — теплообменник; С — сепаратор: Е — емкость; Л' -- холодильник: Л'Л’ — конденсатор-холодильник. Д’ —
колонна; Н — насос; ПК — поршневой компрессор;
/ — сырье: // — стабильный бензин; /// — стабильная «головка»; / V’ — сухой газ; V — сероводород; V/ — водородсодсржащнй газ.
Основное оборудование. Реакторы гидроочистки
и риформинга — с аксиальным вводом сырья, футерованы
изнутри жароупорным торкрет-бетоном. Корпус выполнен из
низколегированных сталей, внутренние детали — из нержавеющей
стали. Диаметр реактора гидроочистки — 3120 мм (наружный),
реактора риформинга — 3150 мм.
Продуктовые теплообменники (Т-1, Т-6) —
одноходовые с плавающей головкой. Корпус выполнен нз биме-
талла, трубные пучки — из нержавеющей стали. Диаметр кор-
пуса — 1200 мм, длина — 12 000 мм.
Подогреватель отпарной колонны с па-
ровым пространством (Т-3) — горизонтального типа,
диаметр — 2400 мм. Корпус выполнен из биметалла, трубки — из
нержавеющей стали.
Отпарная колонна, абсорбер очистки
циркуляционного и углеводородного га-
за — тарельчатого типа с S-образными тарелками. Диаметр
1200 и 3400 мм соответственно.
Компрессоры циркуляционного газа
гидр о очистки — поршневые на оппозитной базе
2М16-32/35-50. Производительность — 55 000 м3/ч. Давление вса-
сывания — 3,5 МПа, давление нагнетания — 5,0 МПа.
Компрессоры циркуляционного газа
риформинга — поршневые на оппозитной базе марки
4М16-45/35-55. Производительность — 80 000 м’/ч. Давление вса-
сывания — 3,5 МПа, давление нагнетания — 5,5 МПа.
Насосы нефтяные центробежные — нормаль-
ного ряда типа Н, НК и НД, горячие насосы типа НГ, НГД и
НГК-
Емкостная и сепарационная аппара-
тура — но ГОСТ 9931—61.
Технико-экономические показатели. На каталитический ри-
форминг 1 т сырья расходуется: пар — 37,0 кг; электроэнергия —
260 МДж; охлаждающая вода — 19,5 м3; мазут — 68 кг; топлив-
ный газ — 14,5 м3, алюмокобальтмолибдеповый катализатор —
0,0168—0,005 кг; алюмоплатиновый катализатор — 0,025—
0,032 кг; МЭА — 0,038 кг.
Габариты установки — 95X 170 м.
ЛГ-35-11/300 И ЛГ-35-11/300-95
Установки предназначены для переработки широких бензино-
вых фракций с целью получения компонента автомобильного
бензина с октановым числом 78—85 (по ММ).
Установка ЛГ-35-11/300-95 может работать на двух режимах:
1) на «мягком» режиме вырабатывает катализат с октановым числом
78—80 (по ММ) или 85 (по ИМ); 2) на «жестком» режиме вырабаты-
вает катализат с октановым числом 85—86 (по ММ) или 95
(по ИМ).
44
Сырьем служат прямогонные бензиновые фракции выкипающие
в пределах 85—180 С с содержанием серы до 0,3% (масс.) *.
Характеристика сырья:
«Мягки Л»
режи м
Плотность rfj°, т/м3
Фракционный состав (по ГОСТ), °C:
н. к.
10 %
50 %
90 % (об.)
к. к.
Углеводородный состав, % (масс.):
арома гические
нафтеновые
парафиновые
0,745—753
80—95 (но не
ниже 45)
110 (но не
ниже 70)
120—130
<100
<180
10—15
25—35
55—65
«Жестки Л*
режим
0,725—0,745
110
:160
180
10—15
25—35
55—65
Установки данного типа разработаны институтом Ленги прогаз
совместно с проектным бюро народного предприятия завода тяже-
лого машиностроения им. Карла Либкнехта «SKL» в г. Магдебург
(ГДР).
Характеристика основной продукции — высокооктанового ста-
бильного катализата при переработке фракций 85—180 °C и
105—180 °C:
85— 180 “С 105 — 180 °C
Плотность ф'п, т/м3 0,785 0,772
Фракционный состав (но ГОСТ), °C:
н. к. 50 56
10 % (об.) 80 96
50 % (об.) 126 137
90 % (об.) 167 166
к. к. 204 175
Углеводородный состав, % (масс.):
ароматические 64,0 50
нафтеновые 1,5 —
парафиновые .34,5 50
Октановое число (по ММ) 85—86 77—78
Одновременно на установке вырабатываются: 1) водородсодер-
жащий газ — используется на установках гидроочистки моторных
топлив; 2) углеводородный газ — направляется в топливную сеть
завода; 3) стабильная головка — направляется на газофракциони-
рующие установки; 4) сероводородный газ [с содержанием H2S
до 98% (об.)] — направляется на установки производства серы
или серной кислоты. ~
Мощность установки составляет 300 тыс. т/год по сырью.
Описание установки (рис. 11). Гидроочистка. Схема
предварительной гидроочистки аналогична блоку предварительной
* Типовой' проект установки ЛГ-35-11/300 предусматривал переработку
сырья с содержанием серы 0,05 % (масс.), а установки ЛГ-35-11/300—95 с со-
держанием серы 0,02% (масс.). Фактически может перерабатываться сырье
с большим содержанием серы.
45
Рис. 11. Технологическая схема установки^ЛГ-35-11/300:
Z//7 — центробежный насос; П К — поршневой компрессор; ЦК — центробежный компрессор: ПН — поршневой насос: Т
К. — колонна; X — холодильник; ХЦ — конденсатор-холодильник: Р — реактор; С — сепаратор: Е емкость: 11 —
j _ сырье; // — стабильный бензин; III — стабильная «головка»; /V — углеводородный газ; V — водородсодержащий газ;
— теплообменник;
печь;
VI — сероводород.
гидроочистки установки Л-35-11 300 за исключением того, что
отсутствуют дожимные компрессоры для избыточного водород-
содержащего газа (избыточный газ через регулирующий клапан
выдается во внешние сети завода); добавлен холодильник гидро-
генизата Х-20 на потоке гндрогенизата в блок риформинга (в уста-
новке Л-35-11/300 насосы подающие гидрогенизат в блок рифор-
минга — горячие, типа НГК).
Риформинг. Схема блока каталитического риформинга
установок ЛГ-35-11/300 и ЛГ-35-11,300-95 аналогична схеме блока
риформинга типовой установки Л-35-11 300, но схема установки
ЛГ-35-11/300-95 имеет следующие основные изменения и дополне-
ния: 1) в третьей ступени риформирования предусматривается два
реактора Р-4 и Р-4а; 2) для удаления из катализата непредельных
соединений предусматривается установка реактора селективного
гидрирования Р-5 *; 3) добавляется холодильник Х-ба; 4) для
повышения активности катализатора предусматривается подача
дихлорэтана перед реактором Р-2; 5) для улучшения условий
отпарки сероводорода предусматривается подача углеводородного
газа в отпарную колонну К-1; 6) для осушки циркуляционного
водородсодержащего газа предусматривается установка адсорбе-
ров К-408, 109 с насадкой из цеолитов (в типовом проекте отсут-
ствовали и были внедрены в период освоения установок).
Кроме того, рассматриваемые установки имели следующие
отличия от установки Л-35-11/300: 1) для циркуляции водород-
содержащего газа в блоке риформинга вместо поршневых компрес-
соров применен один центробежный компрессор; 2) шатровые печи
отделения стабилизации катализата заменены на вертикальные
печи конструкции «SKL» 3) сальниковые уплотнения продуктовых
теплообменников заменены линзовыми компенсаторами на плаваю-
щей головке; 4) реакторы выполнены из хромистой стали типа
12ХМ; 5) применены насосы с механическими торцевыми уплотне-
ниями; 6) насосные — открытого типа с обогреваемыми полами.
Узлы очистки газов от сероводорода, приготовления и регене-
рации раствора МЭА идентичны аналогичным узлам типовой уста-
новки Л-35-11/300.
Регенерации подвергается только катализатор риформинга.
Катализатор гидроочистки работает без регенерации. После отра-
ботки катализатор выгружают и заменяют свежим.
Регенерация катализаторов риформинга—паровоздушная, про-
водится с использованием оборудования реакторного блока рифор-
минга и специально предназначенных для регенерации воздушного
компрессора ВК-1 и адсорбера К-5 с насадкой из окиси алю-
миния.
Во избежание коррозии трубопроводов и аппаратуры в холо-
дильник Х-6 подается небольшое количество 10%-ного раствора
щелочи, необходимого для нейтрализации SO.,_, который образу-
* По типовому проекту. При строительстве и эксплуатации был исключен
из состава установок.
47
ТАБЛИЦА 17. Основные параметры ведения процесса
Параметры Блок гидроочистки Блок риформинга
1 11 1 11
Давление, МПа Температура, °C Объемная скорость подачи сырья, 'Г1 Кратность циркуляции водород- содержащего газа, м’/м’ сырья Катализатор 3,0—4.0 3,5—4,5 400—420 380—420 5 5 500 >300 Алюмокобальтмо- либденовый 3,0-3,5 3,5—4,0 480—520 480—530 (300) * 1,5 1,5 (10) * 1500 1650—1800 АП-56, АП-64 АП-64
• В скобках приведены параметры в реакторе селективного’ гидрирования Р-5.
ется в процессе выжига кокса. Более подробно вопросы регенера-
ции катализаторов риформинга изложены в гл. 5.
Основные параметры ведения процесса на установках
ЛГ-35-11/300 (1) и ЛГ-35-11/300-95 (II) представлены в табл. 17.
Основное оборудование. Все технологическое оборудование
изготовлялось и поставлялось из ГДР.
ТАБЛИЦА 18. Характеристика компрессоров
Показа- Блок гидроочистки Блок риформинга
тели I 11 1 II
Тип компрес- сора R 37-51,5/50 ICVJ к 250/37-11,7 7VR 200'510 4BPM 200/490
Произ- води- тель- ность, м3/ч Давле- ние, МПа: 26 800 26 800 100 000 100 000
всасы- вания 3,7 3,7 3,5 2,9
нагне- тания 5,15 5,15 5,0 4,5
Тип электро- двига- теля АКМЕ 2009-32 АКМе 1508/12 DHe 1422-4
Установ- ленная мощ- ность, кВт 500 500 2 500 3 000
48
Реакторы гидроочистки и риформинга
выполнены с аксиальным вводом сырья и торкретированы изнутри
жароупорным бетоном. Диаметр реакторов гидроочистки и ри-
форминга — 2600 мм. Реактор селективного гидрирования имел
диаметр 1600 мм.
Компрессоры предварительной гидро-
очистки — поршневые на оппозитной базе.
Компрессоры риформинга — центробежные.
Основные характеристики компрессоров приведены в табл. 18.
Насосы — центробежного типа.
Отпарная колонна, абсорберы очистки
циркуляционного н углеводородных га-
зов — тарельчатого типа с S-образными элементами.
А д с о р б е р - о с у ш и т е л ь — насадочного типа с насад-
кой из цеолитов.
В установке ЛГ-35-11/300 адсорбер снабжен насадкой из окиси
алюминия.
Фракционирующий абсорбер, колонна
регенерации раствора МЭА, колонна ста-
б и л и з а ц и и — тарельчатого типа с тарелками колпачкового
типа.
Технико-экономические показатели. На каталитический ри-
форминг 1 т сырья расходуется:
ЛГ-35-11/300 ЛГ-35- 11/300 — 93
Пар, кг 11,0 50
Электроэнергия, МДж 354 370
Охлаждающая вода, № 18,1 20 3
Мазут, кг 60,3 71
Топливный газ, м3 12,6 12,8
Катализаторы, кг:
а л юм о к об а л ьт мо л и б де н о з ы й 0,005—0,015 ‘
алюмоплатиновый 0,025—0,035 ”
* Зависит от содержания серы и
эксплуатации, кратности циркуляции.
Для катализатора A.[I-64\ для
0,032 кг/т перерабатываемого сырья.
вредных примесей в сырье, уровня
АП 66 расход составля ет 0 —
ЛЧ-35-11/600 (ПО ДАННЫМ ПРОЕКТОВ
1967, 1968, 1969, 1972 гг.)
Установка предназначена для переработки широких бензино-
вых фракции с целью получения компонентов автобензинов с окта-
новым числом 85 (по ММ).
Сырьем служат прямогонные бензиновые фракции, выкипаю-
щие в пределах 85—180 СС с содержанием серы до 0,15% (масс.).
Основные показатели сырья представлены в табл. 19.
Установки данного типа разработаны институтом Ленгипрогаз
совместно с организацией по проектированию и поставкам «Хепос»
г. Брно (ЧССР).
Основной продукцией является высокооктановый дебутанизи-
рованный или депропанизированный стабильный катализат
49
ТАБЛИЦА 19. Основные показатели сырья
Показатели Прямогонный бензин при переработке нефтей
ромашкицской | арланской
Плотность Jj”, т/м3 0,745 0,738
Содержание серы, % (масс.): до гидроочистки 0,07 0,15
после гидроочистки 0,005 0,005
Фракционный состав (по ГОСТ), °C: н. к. 95 94
10 % (об.) 1 10 111
50 "<> (об.) 131 1.32
90 % (об.) 160 160
К. к. 180 177
Углеводородный состав, % (масс.): ароматические 10-11 6,5
нафтеновые 26 26
парафиновые 63 67,5
Октановое число (по ММ) 37—40 35—40
с октановым числом 85 (по ММ). Характеристика катализата
представлена в табл. 20.
Одновременно на установке вырабатываются: 1) водородсодер-
жащпй газ [с содержанием водорода не менее 60% (мол.)1—
используется на установках гидроочистки дизельных топлив и
керосина; 2) углеводородный газ, состоящий из водорода, метана,
этана и небольших количеств пропана, — направляется в обще-
заводскую топливную сеть; 3) стабильная головка с качеством по
ГОСТ 10196—62 — направляется в общезаводское хозяйство пли
на газофракционирующие установки; 4) сероводородный газ
[с содержанием примесей не более 2% (мол.)] — направляется на
установки производства серы или серной кислоты.
Мощность установки составляет 600 тыс. т/год по сырью. При
интенсификации установки и переводе на катализатор серии КР
мощность установки может быть увеличена на 10—12%.
ТАБЛИЦА 20. Характеристика катализата
Катализат при переработке
Показатели прямогонных бензинов из нефтей j
ромашкинской | арланской
Плотность (ф°, т/м3 Фракционный состав (по ГОСТ), °C: 0,785 0,785
н. к. 50 50
10 % (об.) 80 82
50 % (об.) 126 128
90 % (об.) 167 167
К. к. 204 202
Углеводородный состав, % (масс.):
ароматические 63—64 65—66
парафиновые 37-36 35—34
Октановое число (по ММ) 85 85
50
Технологические схемы всех установок поставок 1967, 1966
н 1969 и 1972 гг. идентичны, с небольшими изменениями в части
основного оборудования:
1967 г. 1968 г. 1969 г. 1972 г.
Поточное! |, установки
Способ подачи водорода на предва-
рительную гидроочистку
Тип циркуляционного компрессо-
ра риформинга и привода
Число компрессоров, шт.
Число реакторов в третьей ступени
риформинга, шт.
Способ стабилизации катализата
О.тнопоточная
Па «проток»
Центробежный с электроприводом
2 111
2 2 2 1
Сложная стабилизация с фракцио-
нирующим абсорбером
Описание установки (рис. 12). Сырье из промпарка поступает
на прием сырьевых насосов Н-601, смешивается с водородсодержа-
щим газом, поступающим с циркуляционного компрессора ТК-602,
и направляется в теплообменники Т-601. Газосырьевая смесь
с температурой 250 °C поступает в трубчатую печь П-601, где
нагревается до температуры реакции 380—425 °C, и входит в реак-
тор гидроочистки Р-601. В реакторе гидроочистки сернистые
соединения гидрируются, превращаясь в сероводород. Из реактора
Р-601 газопродуктовая смесь поступает в подогреватель Т-602
отпарной колонны К-601. В подогревателе Т-602 смесь охлажда-
ется до температуры 280—320 еС, далее охлаждается в Т-601,
воздушных холодильниках Х-601, водяных холодильниках Д-601
и с температурой 35 °C поступает в сепаратор С-601. В сепараторе
С-601 происходит отделение газа от жидкости. Жидкая фаза из
сепаратора С-601 проходит теплообменник Т-603, нагревается
за счет теплоты отпарной колонны К-601 до температуры 200 °C
и поступает в отпарную колонну.
В отпарной колонне К-601 осуществляется стабилизация гидро-
геиизата до остаточного содержания серы не более 0,005% (масс.).
Отпаренные газы с верха колонны К-601 с температурой 150 °C
проходят конденсатор-холодильник XК-601, водяной холодильник
ДК-601 п поступают в сепаратор С-603.
Углеводородный газ из С-603 поступает для очистки от серо-
водорода в абсорбер К-606. Очищенный углеводородный газ из
К-606 направляется в фракционирующий абсорбер-десорбер
К-604.
Жидкая фаза — легкий бензин из С-603 — возвращается
в К-601 в качестве орошения. Сероводородная вода цо уровню
сбрасывается в С-610.
Гидрогенизат, освобожденный от сероводорода и влаги, из
подогревателей Т-602 поступает в Т-603, где охлаждается до
температуры не более 80 °C, и направляется в секцию риформинга
на прием сырьевых насосов Н-602.
После смешения с циркулирующим водородсодержащим газом
смесь гидрогенизата и газа проходит через теплообменники
Т-604, 605, 606 и с температурой 400 СС поступает в первую секцию
51
Рис. 12. Технологическая схема установки Л 4-35-11/600-68:
П-602 — трубчатая печь гидроочистки; П-60] — трубчатая печь риформинга; К-601 — отпарная колонна; К-602 — депропанизатор;
К-603 — дебутанизатор; К-604 — фракционирующий абсорбер; К-605, 606 — абсорберы; К-607 — десорбер; ТК — турбокомпрессор
Р-601, 602, 603, 604 (а, б) — реакторы; Т-601-т- 615 — теплообменники; ДК-601-i- 608 — водяные холодильники; Н-601, 602 — насосы;
С-601-Т-615 — сепараторы; ХК — конденсатор-холодильник; X — холодильник:
1 — сырье: 11 — гидрогениэат; /// — нестабильный катализат; IV — углеводородный газ; V — «сухой газ»; VI — бутановая фракция;
VII — стабильная «головка»; VIII — стабильный бензин; IX — сероводород; Л' — раствор МЭА; XI — водородсодержащий газ.
радиантно-конвекционной трубчатой печи [1-601, где нагревается
до температуры реакции, и направляется в первый реактор рифор-
минга Р-602, затем последовательно в Р-600 и Р-604 а, б, в про-
межутке между которыми подогревается до температуры реакции
во второй и третьей секциях печи. Перед исступлением в реакторы
Р-604 а, б поток разделяется на два параллельных потока (в уста-
новке ЛЧ-35-11/600-72 газопродуктовый поток после Р-603 не
разделяется).
Для поддержания активности катализатора в реакторы пода-
ется небольшое количество дихлорэтана, растворенного в рифор-
мате 10,0005% (масс.) в пересчете на сырье].
Газопродуктивная смесь из реакторов Р-604 а, б с темпе-
ратурой 475—525 СС направляется в теилообемпнпки Т-606, да-
лее в Т-612, 613. 614, 615, затем охлаждается в тсплоообменниках
Т-604, 605, Х-602 и с температурой 35 °C входит в сепаратор С-606.
Циркуляционный газ, отделившись от жидкости и пройдя кап-
леуловитель С-614, подастся в Т-604 с давлением 4,8 МПа в узел
смешения с сырьем секции риформинга. Избыточный газ с нагне-
тания компрессоров поступает в секцию предварительной гидро-
очистки.
Жидкая (раза сепаратора С-606 — нестабильный катализат —
поступает на сепарацию второй ступени, где происходит выделе-
ние углеводородного газа. Выделившийся углеводородный газ
смешивается с углеводородным газом из абсорбера К-606 и по-
ступает в фракционирующий абсорбер. Жидкая фаза сепаратора
С-607 вмешивается с абсорбентом — риформатом колонны
К-604—и поступает в первую колонну стабилизации К-602.
В этой колонне отгоняется из риформата водород, метан, этан и
часть пропана.
Газы направляются в абсорбер-десорбер, а жидкая фаза через
подогреватель Т-612 поступает во вторую колонну стабилизации
К-603, где отгоняется пропан и бутан и таким образом устанавли-
вается требуемое давление насыщенных паров продукта-рифор-
мата.
Легкие фракции — стабильная головка с верха колонны
К-603 — охлаждаются в конденсаторе-холодильнике ДК-603 и
поступает в сепаратор С-613. Из сепаратора часть жидкой фазы
подается на орошение в К-603, а избыток — в абсорбер-десорбер
К-604.
Требуемое количество теплоты подается в колонну через по-
догреватель Т-613.
Стабильный продукт из подогревателя Т-613 охлаждается
в теплообменниках Т-607 а, б колонны К-603, водяном холодиль-
нике Д-603 и откачивается за пределы установки.
Третья и четвертая колонны блока стабилизации К-604,
и К-605 обеспечивают требуемое качество вторичных продуктов
сухого газа и жидкой стабильной головки.
В колонну К-604 поступают следующие потоки: газ из абсор-
бера К-606, из сепараторов С-607 и С-612 и жидкая фаза из
53
С-613. Смесь этих потоков после охлаждения в конденсаторе-хо-
лодильнике ДК-604 поступает в колонну К-604, служащую для
получения сухого газа с лимитированным содержанием пропана.
Абсорбер К-604 состоит из двух частей; в верхней части абсор-
бентом является рпЦюрмат, в нижней части —фракция пентана.
Абсорбент пз верхней части — риформат — присоединяется
к нестабильному риформату пз сепаратора С-607; абсорбент из
нижней части — фракция пентана — отводится пз подогревателя
Т-614 через теплообменники Т-609 а, б в десорбер К-605.
Колонна К-605 может работать в двух режимах. При первом
варианте получается пропанбутановая смесь с лимитированным
содержанием этана. При втором варианте получаются отдельно
пропановая и бутановая фракции, при этом бутановую фракцию
'тбпрают в качестве бокового погона.
Подвод теплоты в колонну К-605 осуществляется с помощью
газопродуктовой смеси через подогреватель Т-615. Продукты,
уходящие с верха колонны, охлаждаются в конденсаторе-холодиль-
нике ДК-606 п поступают в сепаратор С-615. Нескондснсировав-
щиеся газы возвращаются из С-615 в колонну К-604, жидкая
фаза направляется в виде орошения в колонну К-605, а избыток
через водяной холодильник ДК-607 выводится с установки.
Очистка углеводородных газов и водородсодержащего газа про-
изводится 15 % раствором МЭА. Регенерация раствора МЭА осу-
ществляется в колонне К-607 при температуре 135 °C; предвари-
тельно насыщенный раствор МЭА подогревается в теплообменниках
Т-610 до температуры 80—100 °C. Регенерированный раствор по-
ступает в емкость циркулирующего раствора МЭА, откуда заби-
рается насосами н подается в абсорберы на очистку.
Основные параметры ведения процесса:
Давление, МПа
Температура, °C
Объемная скорость потока сырья,
ч'1
Кратность циркуляции водородсо-
держащего газа, м'У'м3 сырья
Катализатор
Блок
гидроочистки
3,5—4,0
340—400
5
Весь избы-
точный газ
с риформинга
Алюмоко-
бальтмолиб-
деновый
Блок
риформинга
3,5
480—530
1,5
1300—1800
Алюмоплати-
новый (АП-64)
Катализатор гидроочистки работает без регенерации; регене-
рации подвергается катализатор только перед выгрузкой из ре-
актора. Для регенерации предусматривается ввод папа давлением
1,0 МПа и воздуха в трубопровод между теплообменником и пе-
чью П-602. Газы регенерации выпускаются за реактором Р-601
в атмосферу.
Регенерация катализаторов риформинга проводится по общим
условиям регенерации алюмоплатиновых катализаторов в сроки,
54
ТАБЛИЦА 21. Характеристика реакторов
Показатели Р-60/ Р-602 Р-603 Р-604, а. б
Внутренний диаметр корпу- 3200 2300 2700 3 200 (3 200) *
са, мм Общая длина аппарата, мм 6410 7640 9690 6 410
Активный объем катализате- 22 11 21 (10 800) ** 2X21 (44) ’*
ра *, м3 Толщина футеровки, мм 100 100 100 100 (100) **
• С учетом усадки катализатора и р
риформинга составляет 82 ма.
•• В скобках представлены размеры
адиального ввода
реактора Р-604
общий объем катализаторов
установки ЛЧ-35-1 I -'600-72
установленные технологическим регламентом или в зависимости
от степени падения активности катализатора.
В процессе регенерации катализаторов риформинга pam-e ис-
пользовался осушитель газов регенерации С-608, где в качестве
насадки применялся селикагель или окись алюминия. В даль-
нейшем установки дооборудовались более совершенным узлом
осушки, состоящим из двух адсорберов К-108, 109, заполненных
насадкой из цеолита типа NaX.
Регенерация цеолитов или окиси алюминия осуществляется
инертным газом, углеводородным или водородсодержащнй га-
зом, подогретым в печи Р-603 до соответствующих температур. Бо-
лее подробно вопросы регенерации цеолитов изложены в гы. 5.
Основное оборудование. Все технологическое оборудование
изготовлялось в ЧССР.
Реакторы. Реактор гидроочистки выполнен с аксиальным
вводом сырья, реакторы риформинга, за исключением Р-604, а, б
приняты с радиальным вводом сырья (в установке ЛЧ-35-11,600-72
все реакторы риформинга с радиальным вводом) Футерованы из-
нутри жароупорным торкрет-бетоном. Корпус выполнен из низко-
легированных сталей, внутренние детали — из нержавеющей
стали.
Основные данные по реакторам представлены в табл. 21.
Предварительная гидроочистка работает на «проток», т. е.
весь избыток водородсодержащего газа секции риформинга напра-
вляется па смешение с сырьем секции гидрооочистки.
Компрессоры и насосы. Компрессоры риформинга
Т К-601 — центробежного типа с электроприводом. Основные
характеристики компрессоров представлены в табл. 22.
Насосы приняты центробежного типа с одинарными торцевыми
уплотнениями. Для перекачки головки, продуктов орошения ста-
билизационных .колонн, сжиженных газов и сероводородной
воды применяются насосы с двойным торцевым уплотнением.
55
ТАБЛИЦА 22. Характеристика компрессоров
Показатели Установка Л Ч-35-11/600-67 Устапопка ЛЧ-35-1 1/600-68. 69. 72
Тип компрессора Т к-364 TKRSA 50
Число компрессов, шт. 9 1
Производительность, №,ч Давление, МПа: 110 000 195 000
всасывания 2,8 2,4—3
нагнетания 4.5 4—4,5
Частота вращения турбины компрес- сора, об/мин 13 400 8 600
Тип электродвигателя Асинхронный ЕМ 128-64-2 Синхронный JEBOE-155-10047
Установленная мощность, кВт 2 800 6 000
Частота вращения ротора электродви- гателя, об/мин 2 985 1 500
К о л о н н ы 1! а беор бе р ы. Отпарная колонна К-601,
колонны стабилизация К-602, 603, фракционирующий абсорбер
К-604, десорбер К-605 приняты тарельчатого типа со сливными
клапанными тарелками типа «Браун». Колонна регенерации рас-
твора .МЭА — насадочного типа с насадкой из колец Рашига.
Адсорбер-осушитель С-608 принят насадочного типа, в качестве
поглотителя используется силикагель пли окись алюлшиия. (В уста-
новке ЛЧ-35-11/600-72 поставлялось два адсорбера-осушителя с на-
садкой из цеолита.) Основные данные по колонной аппаратуре
представлены в табл. 23.
Трубчатые печи. Реакторная печь предварительной
гидроочистки П-602 — вертикально-цилиндрического типа с по-
ТАБЛИЦА 23. Характеристика колонной аппаратуры
Показатели Отпарная колонна гидро- очистки Д-67?/ Депропа- низатор К-602 Дебута- н нза • тор К-603 Фракцно- Н Иру 10- щий аб- сорбер К-604 Абсорбер К -СО 6 1 Десорбер Д-607
Давление, МПа Температура, °C: 0,7—1,5 1,45 0,4 1,35 1,45 0,25
НИЗ 218—240 230 198 85 40 135
верх Диаметр, мм: НО—150 83 80 35 40 115
верх 1800 1200 1200 1200 800 800
НИЗ 3200 3000 2000 1200 800 800
Расстояние между та- 600 600 600 650 500 —
релками, мм Число тарелок шт. 30 9 17 37 26 Насадка—
в том числе кольца
низ 18 6 9 13 13 Рашига
верх 12 3 8 24 13 24Х24Х Х2,5 мм
56
перечным расположением конвекционной камеры на комбиниро-
ванном отоплении с паровым распылом общей теплонропзводи-
тельиостью 13,44 Вт (11,5 Гкал/ч). Количество потоков —4.
Реакторная печь риформинга П-601 — на комбинированном отоп-
лении с паровым распылом общей теплопропзволительностью
57,6 МВт (49,5 Гкал/ч). Печь для регенерации осушителя — вср-
тикально-цилинпричсскшо типа со спиральным змеевиком па
газовом отоплении общей теплопроизводптелыюстыо 0,58 МВт
(0,5 Гкал/ч).
Т е п л о о б м е и и и к и. Для сред с малым диапазоном из-
менения температур применяются теплообменники с неподвиж-
ной трубной решеткой. В блоке риформинга используются аппа-
раты с трубчаткой U-образпого типа. Для сред, где возможны
отложение и накипь, применяются аппараты с плавающей голов-
кой и расположением трубок по квадрату.
Сепараторы. Используются в основном аппараты верти-
кального типа с тангенциальным вводом потока и каплеотбойни-
ками из нержавеющей стали.
Технико-экономические показатели. На каталитический ри-
форминг 1 т сырья расходуется: пар — 84—95 кг; оборотная
вода — 17,5—19 м3; электроэнергия — 268—293 МЦж *•, хпм-
очнщенпая вода (для котлов-утилизаторов)—0,23—0,25 м3; ма-
зут— 63—67 кг; топливный газ — 22,5—25,0 м:!; алюмокобальт-
молибденовый катализатор — 0,005—0,015 кг; алюмонлативовый
катализатор —0,03—0,025 кг **; МЭА — 0,040 кг; дихлорэтан —
0,007 кг; цеолит или окись алюминия — 0,0105 кг. F'la установке
на 1 т сырья вырабатывается водяной пар в количестве 125—128 кг.
ЛЧ-35-1 1,600 (ПО ДАННЫМ ПРОЕКТА 1970 г.)
Установка предназначена для пеоеработки широких бензино-
вых фракций с целью получения компонентов автобензинов с окта-
новым числом 85 (по ММ). Сырьем служат прямогонные бензи-
новые фракции, выкипающие в пределах 85—180 С. с содержанием
серы до 0,05% (масс.). Основные показатели сырья:
Плотность d^°, т.м3 0,742
Содержание серы, % (масс.):
до гидроочистки 0,05
после гидроочистки 0,002
Фракционный состав (по ГИСТ), СС:
н. к. 105
10% (об.) ИЗ
50% (об.) 130
90% (об.) 160
к. к. 180
Содержание влаги, % (масс.) 0,02
Углеводородный состав, ?о (масс.):
ароматические 10
нафтеновые 27
парафиновые 63
Октановое число (по ММ) 40
* Для установок с двумя циркуляционными компрессорами.
** Применительно к катализатору АП-64.
57
На установке вырабатывают такие же продукты, как и на уста-
новках .'14-35-11/600 поставок предыдущих лет.
Основные характеристики получаемых продуктов в целом соот-
ветствуют характеристике продуктов представленных на стр. 50
и в табл. 20.
В отличие от предшествующих установок ЛЧ-35-11/600 на
ней ввиду простой одноколонной схемы стабилизации катализата
одновременно вырабатывается: 1) жирный углеводородный газ,
который, как правило, сбрасывается в общезаводскую топливную
сеть; 2) нестабильная жидкая головка, состав которой может ме-
няться в зависимости от состава циркуляционного водородсодер-
жащего газа и требуемого давления насыщенных паров, выраба-
тываемого па установке стабильного риформата. Жидкие головки,
как правило, направляются на установки газофракциониро-
вавия.
Мощность установки составляет 600 тыс. т/год по сырью
При интенсификации и переводе на катализатор серии КР она
может бьль увеличена на 10—15%.
Описание установки (рис. 13). Технологическая схема уста-
новки — одионоточпая. Схема блока риформинга в целом иденти-
чна рапсе описанной технологической схеме установок ЛЧ-35-
11/600, но имеет следующие отличия: 1) подвод теплоты в отпар-
ную колонну К-601 осуществляется с помощью трубчатой печи
П-602 (в ранее поставляемых установках подобного типа подвод
теплоты в колонну осуществлялся в теплообменнике-рибойлере за
счет теплоты газопподуктовой смеси блока предварительной гидро-
очистки); 2) циркуляционный водородсодержащий газ перед по-
ступлением на компрессор проходит осушку в осушителях, где
в качестве поглотителя используется цеолит типа NaX и эти же
осушители используются для осушки газов регенерации; 3) в ка-
честве привода центробежного компрессора для циркуляции во-
дородсодержащего газа используется паровая турбина.
Схема стабилизации катализата отличается от ранее применя-
емых сложных схем стабилизации катализата с фракционирующим
абсорбером.
В данной установке применяется простая одноколонная стаби-
лизация при давлении 1,0—1,9 МПа в зависимости от требуемого
давления насыщенных паров бензина. Сырье из про.мпарка подается
на прием сырьевых насосов Н-601, смешивается с водородсодер-
жащим газом, поступающим от циркуляционного турбокомпрес-
сора ТК-601, и направляется в теплообменники Т-601. Из тепло-
обменников газосырьевая смесь с температурой 250 °C поступает
в печь П-601, где нагревается до температуры реакции 340—400 °C,
и входит в реактор гидроочистки Р-601. В реакторе гидроочистки
сернистые соединения гидрируются, превращаясь в сероводород.
Из реактора Р-601 газопродуктовая смесь поступает в трубное
пространство теплообменника Т-601, далее в воздушный холодиль-
ник Х-601, доохладитель Д-601 и с температурой 35 °C входит
в сепаратор С-601. В сепараторе С-601 газ отделяется от жидкости
58
CD
Рис. 13. Технологическая схема установки Л Ч-35-11/В00-73:
К — колонна; П — печь; X холодильник воздушный; Х/\ — конденсатор-холодильник; /1 — холодильник водяной; ///< — конденса-
тор-холодильник водяной; С —- сепаратор; /-> -- реактор; Г К турбокомпрессор; /7 насос; ЦТ — паровая турбина;
/ — сырье; // — стабильный бензин; /// — <• >к и рн ый» газ; /V — сероводород; - углеводородный газ; V7 — водородсодержтций газ.
и направляется через каплеуловитель в сеть топливного газа
или выводился с установки.
Жидкая фаза сепаратора С-601 направляется в теплообменник
Т-602, где нагревается продуктом, выходя щи:,' с низа колонны
К-601, п поступает в отпарную колонну К-601. Отпаренные газы
с верха К-601 с температурой 150 ГС охлаждаются в ХК-601
и ДК-601 п поступают в сепаратор С-603. Углеводородный газ
из С-603 подастся для очистки от сероводорода в абсорбер К-603.
Очищенный углеводородный газ из К-603 сбр?,сывастся в сеть
топливного газа.
Жидкая фаза из сепаратора С-603 возвращается в К-601 в ка-
честве орошения, избыток выводится с установки. Сероводородная
вода из С-603 но уровню сбрасывается в С-610.
Необходимое количество теплоты для работы колонны К-601
обеспечивается путем подогрева нижнего продукта колонны в печи
П-602.
Гидрогенизат с низа колонны К-601 поступает в теплообмен-
ник Т-602, где охлаждается до температуры 80 СС, и направляется
на прием сырьевого насоса риформинга Н-604.
После смешения с циркулирующим водородсодержащим газом
смесь гидрогенизата и газа проходит через теплообменники Т-603
и с температурой 400—430 СС входит в первую секцию печи ри-
форминга П-603, где нагревается до температуры реакции 480—
530 СС, далее последовательно проходит реакторы Р-602, Р-603
и Р-604.
Для поддержания активности катализатора в первый и третий
реакторы подается раствор дихлорэтана в риформате.
Газопродуктсвая смесь из реактора Р-604 направляется в труб-
ное пространство теплообменников Т-603, а затем в воздушные
холодильники Х-602, водяные холодильники, Д-602 и с темпера-
турой 35 °C входит в сепаратор С-604.
Циркуляционный газ, отделившись от жидкости, проходит че-
рез один из осушителей С-608, где содержанке ъ.-агп, снижается до
20—30 частей, .млн. При .хорошей работе отпарной колонны
К-601 осушители могут быть отключены.
После осушки циркуляционный газ направляется на всасы-
вание компрессора ТК-601, который направляет водородсодер-
жащий газ па смешение с гидрогеннзатом (па схеме не показано).
Избыточный водородсодержащий газ с нагнетания компрессора
поступает в тракт предварительной гидроочистки.
Жидкая фаза сепаратора С-604 направляется в межтрубное
пространство теплообменников Т-604, где нагревается стабильным
риформатом, выходящим с низа колонны К-602.
В колонне К-602 происходит стабилизация риформата. Ко-
лонна работает под давлением 1,0—1,9 МПа в зависимости от
требуемого давления насыщенных паров бензина. Газы с вер.ха
колонны с температурой около 80 °C проходят конденсатор-хо-
лодильник ХК-602, доохладители ДК-602 и поступают в сепара-
тор С-606.
60
Жидкие углеводороды из С-606 возвращаются в колонну
К-602 в качестве орошения, избыток выводится с установки. Угле-
водородный газ из С-606 сбрасывается в топливную сеть.
Теплота, необходимая для работы колонны К-602, подводится
с помощью трубчатой печи П-604.
Стабильный риформат с низа колонны К-602 с температурой
180—220 °C поступает в трубное пространство теплообменника
Т-604, далее в воздушные холодильники Х-603 и посте доохлажде-
ния в водяном холодильнике Д-603 выводится с установки.
Очистка углеводородных газов от сероводорода осуществляется
в абсорбере К-603 с помощью 15% раствора .МЭА. Очищенные газы
сбрасываются в сеть топливного газа.
Насыщенный сероводородом раствор МЭА через сепаратор
С-610 и теплообменники Т-665 поступает в колонну регенерации
К-604. В колонне регенерации К~604 при давлении 0,25 МПа
и температуре 135 сС происходит выделение сероводорода из раст-
вора МЭА. Сероводород с верха колонны К-604 через конденсатор-
холодильник ДК-603 и сепаратор С-607 выводится с установки.
Регенерированный раствор МЭА через теплообменник Т-605
и холодильник Д-604 поступает в емкость циркулирующего раст-
вора МЭА откуда насосами П-607 направляются в абсорбер К-603.
Основные параметры ведения процесса:
Блок гидроочистки Блок риформинга
Давление, МПа Температура, °C Объемная скорость подачи сырья, ц-1 3,5—4,0 340—400 5 3,5 480—530 1,35
Кратность циркуляции всдородсо- Весь избыток 1300—1800
держащего газа, м®/м3 сырья Катализатор водородсодер- жащею газа риформинга Алюмоко- бальтмолиб- деновый Алюмоплати- новый (АП-64)
Алюмокобальтмолибдеиовыи катализатор подвергается регене-
рации один раз в год. Регенерация катализатора осуществляется
паровоздушной смесью при давлении не выше 0,3 МПа и темпера-
туре в слое катализатора 520—530 °C.
Регенерация катализаторов риформинга проводится по общим
условиям регенерации алю.моплатиновых катализаторов в сроки,
установленные технологическим регламентом или в зависимости
от степени падения активности катализатора.
Регенерация цеолитов осуществляется инертным газом, сухим
углеводородным или водородсодержащим газом, подогретым в печи
П-605 при следующих условиях: давление теплоносителя —
0,7 МПа; температура в верхних слоях адсорбента — 250 °C;
расход газа-теплоносителя — 2000—3000 м3/ч; время выдержки
цеолитов при температуре 250 °C — 7—8 ч.
61
ТАБЛИЦА 24. Характеристика реакторов
Показатели р-60] Р-602 Р-603 Р-604
Внутренний диаметр, мм ,3032 2160 2520 3060
Высота цилиндрической части, мм 3700 4818 6430 8350
Активный объем катализатора, м3 23 14.0 27,0 53
Основное оборудование. Все технологическое оборудование
изготовлялось в ЧССР.
Р е а кторы. Реактор гидроочистки выполнен с аксиальным
вводом сырья, реакторы риформинга—с радиальным вводом
сырья. Корпус выполнен из легированных сталей, внутренние
детали — из нержавеющей стали. Реактор гидроочистки — би-
металлический. Реакторы риформинга выполнены из мономс-талла.
Основные данные приведены в табл. 24.
Компрессоры и насосы. Компрессор рифор-
минга ТК-601 —центробежного типа. Производительность —
220 000 №/ч. Давление всасывания—3 МПа, давление нагнета-
ния — 4,5 МПа. В качестве привода принята паровая турбина
мощностью 6500 кВт, с частотой вращения 6100—8600 об/мин.
Насосы — центробежного типа с одинарными торцевыми уплот-
нениями. Для перекачки сжиженных газов н сероводородной воды
применяются насосы с двойным торцевым уплотнением .
Колонны и абсорберы. Отпарная колонна К-601,
колонна стабилизации К-602 и абсорбер очистки углеводородных
газов — тарельчатого типа со сливными клапанными тарелками.
Колонна регенерации МЭА К-604 принята насадочного типа с па
садкой из колец Рашига.
Адсорбер-осушитель принят насадочного типа, в качестве
поглотителя используются цеолшты. Основные данные по колон-
ной аппаратуре представлены в табл. 25.
Трубчатые п е ч н. Реакторная печь предварительной
гидроочистки П-601, печь отпарной колонны Л-602 и печь П-604
стабилизационной колонны — вертикально-цилиндрического типа
с поперечным расположением конвекционной камеры, на комби-
нированном отоплении, с паровым распылом теплопроизводптсль-
ностью 7,56 МВт (6,5 Гкал/ч), 5,8 МВт (5,0 Гкал/ч), 6,98 МВт
(6,0 Гкал/ч) соответственно. Реакторная печь риформинга
11-603 — с нижним расположением газогорелочных устройств,
нижним расположением входных и выходных коллекторов, с
П-образными радиантными трубами и конвекционной камерой
горизонтального типа, расположенной над камерой радиации.
Печь имеет комбинированное отопление с паровым распылом топ-
лива, теплопроизводительность печи составляет 34,1 МВт
(29,3 Гкал/ч). Печь для регенерации цеолитов П-605 — верти-
кально-цилиндрического типа, на чисто газовом отоплении имеет
62
ТАБЛИЦА 25. Характеристика колонной аппаратуры
Показатели Отпарная колонна К-60! Колонна стабилиза- ции К-602 Абсорбер очистки углеводе - родного газа К-603 Колон II а pet-спора - ци п МЭА К -601
Давление, МПа 0,7—1,5 1.0— 1,9 1,45 0,25
Температура, °C:
верх 105—150 80 40 115
низ 210—250 180—220 40 135
Диаметр, мм:
верх ПИЗ 1600 3200 2000 2800 800 800
Расстояние между тарел- 600 600 500 —
ками, мм
Число тарелок, шт.: 30 40 13
в том числе
верх 12 18 — Насадка- кольца
низ 18 22 — Раши га
теплопроизводительность 0,35 МВт (0,3 Гкал/ч). Все остальное
оборудование аналогично оборудованию установок предыдущих
поставок.
Технико-экономические показатели. На каталитический ри-
форминг 1 т сырья расходуется: пар — 220 кг; электроэнергия —
79 МДж; охлаждающая вода — 30,5 м3; мазут — 63,6 кг; топлив-
ный газ — 22 м3; химочищенная вода — 0,25 м3; алюмокобальт-
молибдеповый катализатор — 0,0050—0,0150 кг; алюмоплатино-
вый катализатор — 0,02—0,025 кг; МЭА — 0,04 кг; цеолиты —
0,0105 кг. На установке па 1 т сырья вырабатывается водяной
пар в количестве 150 кг.
Л-35-11/1 000 И БЛОКИ РИФОРМИНГА УКРУПНЕННЫХ
КОМБИНИРОВАННЫХ УСТАНОВОК ЛК-6У
Назначение — переработка прямогонных бензиновых фракций
с целью получения компонентов высокооктановых бензинов или
ароматизированного катализата для производства индивидуаль-
ных углеводородов. Октановое число в зависимости от перерабаты-
ваемого сырья может изменяться от 80 до 85 (по ММ).
Сырьем служат прямогонные бензиновые фракции, выкипающие
в пределах 62—180 °C с содержанием серы до 0,05% (масс.), по-
ступающие с отдельно стоящих установок атмосферной перегонки
или секции 100 комбинированной установки ЛК-6у. На установке
могут перерабатываться фракции, выкипающие в пределах 85—
180 еС и 62—140 °C. В блоке риформинга установок ЛК-6у (сек-
ция 200) предусматривается переработка небольших количеств
отгонов бензина, поступающих из секции гидроочистки дизельного
топлива. Не допускается к переработке сырье с концом кипения
63
ТАБЛИЦА 26. Основные показатели сырья
Показатели Фракция, °C
62-180 85—180 62—140
Плотность d\n, т/м3 0,729 0,742 0,716
Содержание серы, % (масс.):
до гидроочистки 0,05 0,05 0,01
посте гидроочистки 5=0,001 5=0,002 0,0004
Фракционный состав (по ГОСТ), °C:
В. к. 77 105 . 82
10 % (об.) 92 113 88
50% (об.) 114 130 100
90 % (об.) 151 160 132
К. к. 180 180 150
Углеводородный состав, % (.масс.):
ароматические 8,9 10 7,9
нафтеновые 28,0 27 26,2
парафиновые 63,1 63,0 65,9
Содержание азота, % (масс.) 5=0,0001 s£0,0001 —
Октановое число (по ИМ) 49 40 49,5
выше 180 СС и влажностью больше 0,02% (масс.). Основные пока-
затели сырья представлены в табл. 26.
Основной продукцией является дебутанизированный катали-
зат — компонент для приготовления высокооктановых автобензи-
нов. Характеристика его представлена в табл. 27.
Побочные продукты: 1) водородсодержащий газ, используе-
мый для секций гидроочистки дизтоплива и керосина комбиниро-
ванной установки (на установке Л-35-11/1000 этот газ направля-
ется в общезаводскую сеть водородсодержащего газа); 2) нестабиль-
ная жидкая головка, используемая в секции газофракциони-
рования комбинированной установки (на установке Л-35-11/1000
выводится самостоятельным трубопроводом в общезаводское хо-
зяйство, где, как правило, используется в качестве сырья устано-
вок ГФУ); 3) углеводородный газ отпарки гидрогенизата — ис-
пользуется в качестве топливного газа.
Мощность установки Л-35-11/1000 составляет 1000 тыс. т/год
по сырью при переработке фракций 62—180 °C и 85—180 °C.
При переработке фракции 62—140 С она равна 700 тыс. т/год.
Расчетная мощность секции 200 составляет 1000 тыс. т/год
по сырью фракции 62—180 °C или 85—180 °C. Фактическая за-
грузка секции риформинга при переработке на секции атмосфер-
ной перегонки 6 млн. т/год составляет 732 тыс. т/год. При интен-
сификации секции атмосферной перегонки до 8 млн. т/год произ-
водительность блока риформинга может быть доведена до расчет-
ной.
Минимальная загрузка, обеспечивающая устойчивую работу
аппаратов и приборов автоматики и контроля должны быть в пре-
делах 55—60 % от номинальной.
64
ТАБЛИЦА 27. Характеристика катализата
Показатели Фракция, °C
62— 180 85—1S0 62—140
Плотность ф°, т/м3 0,763 0,789 0,753
Фракционный состав (по ГОСТ), °C:
н. к. 52 51 64
10 % (об.) 71 84 76
50 % (об.) 106 125 98
90 % (об.) 154 164 144
К. к. 188 200 180
Углеводородный состав, % (масс.):
непредельные 1,0 0,9 1.1
ароматические 56,0 67,0 45,0
в том числе
бензол 3,2 — 8,9
толуол 13,3 — 13,8
ксилолы — — 16,3
сумма Ся 17,5 — —
сумма С9 н выше 22.0 .— 6,0
Октановое число (по ММ) 82 85 79,4
Описание установок (рис. 14 и 15). Технологическая схема
установок — одновоточная н в основном идентична.
В состав секции каталитического риформинга комбинирован-
ных установок ЛК-6У входит узел очистки углеводородного газа
от сероводорода, который в типовых установках Л-35-11/1000
отсутствует. Углеводородный газ стабилизации после очистки от се-
роводорода 15% раствором МЭА направляется в секцию газофрак-
ХК-1
Г7-*-------------------
Рис. 14. Технологическая схема установки Л-35-1 1/1 000:
Р — реакторы; П — трубчатая печь; С — сепаратор; Т — теплообменник; ХК — кон-
денсатор-холодильник; X — холодильник; К — колонна (адсорбер); Н — насос; ПК —
поршневой компрессор; ЦК-1 — центробежный компрессор;
/ — сырье; // — дебутанизированный стабильный бензин; III — нестабильная «го-
ловка»; IV — «жирный» углеводородный газ: V — углеводородный газ; VI — избыточ-
ный водородсодержащнй газ; VII — хлорорганическое соединение; VI/1 — вода.
3 В. А. Гуляев и др.
Рис. 15. Технологическая схема секции 200 установки ЛК-6у:
7 _ сырье; II — стабильный катализат; III — нестабильная «головка»: 7V — «жирный» углеводородный газ; V — углеводородный газ; VI—
водородсодержащий газ; VII — регенерированный раствор МЭА; VIII — насыщенный раствор МЭА.
ционпровзния. Кроме того, в секции отсутствуют дожимные ком-
прессоры избыточного водородсодержащего газа предваритель-
ной гидроочистки. Избыточный водород содержащий газ из секции
риформинга направляется в секцию гидроочистки керосина и
дизтоплива для дальнейшего использования.
Описание приводится для работы на фракции 62—180 °C.
Сырье из промпарка (для установок Л1\-6у непосредственно
с секции 100 атмосс|)е.р11ой перегонки) подается насосами 11-1
(Н-201, 202) * па смешение с избыточным водородсодержащнм
газом. Газосырьевая смесь нагревается в теплообменниках
Т-1-'-2 (Т-201 т-202) до температуры 235-310 ' С обратным потоком
пз реактора Р-1 (Р-201). Далее газосырьевая смесь поступает
в печь гидроочистки П-1 (П-201) для нагрева до температуры ре-
акции, после чего поступает в реактор блока гидроочистки.
Из реактора Р-1 (Р-201) газопродуктовая смесь поступает
в теплообменнпки Т-1Т-3 (Т-201 Т-203), затем охлаждается в во-
здушном холодильнике Х-1 (Х-201), захолаживается в холодиль-
нике Х-2 (Х-202) до температуры 38 СС и поступает в сепаратор
С-1 (С-201).
Водородсодержащип газ пз сепаратора С-1 (С-201) поступает
па прием компрессоров ПК-1,2 и далее в систему предварительной
гидроочистки бензина. Избыток водородсодержащего газа с на-
гнетания компрессоров ПК-1,2 выдается с установки под давле-
нием 6,3 МПа. В установке ЛК-6у этот газ направляется в сек-
цию гидроочистки керосина г дизельного топлива с давлением
2—2,5 ААПа в зависимости от варианта работы секции.
Нестабильный гидрогенизат после нагрева в теплообменнике
Т-3 (Т-203) до температуры 150 СС подается в отпарную колонну
К-1 (К-201) для выделения воды и растворенных газов.
Уходящие с верха колонны К-1 (К-201) углеводоро.тпые газы,
нефтяные пары орошения и влага охлаждаются в холодильнике
XК-1, 2 (XК-201, 202) и поступают в емкость орошения Р-1 (Е-201).
Углеводородный газ сбрасывается в сеть топливного газа (в ус-
тановке ЛК-6у газ подвергается очистке раствором .МЭА в К-205).
Жидкая фаза из емкости Е-1 возвращается в К-1 (К-201) в ка-
честве орошения. Необходимое для отпарки количество теплоты
вводится в колонну с помощью трубчатой печи П-2 2 (П-202).
(Стабильный гидрогенизат после охлаждения в теплообменнике
Т-3 подается в систему риформинга на смешение с циркуляцион-
ным газом от компрессора ЦК-1 (ЦК-201) и после теплообменника
Т-4,5 (Т-204, 205) с температурой 450 СС поступает в печь рифор-
минга П-3 (П-203).
Нагретая в печи П-3 (П-203) до температуры реакции газосырь-
евая с.мссь риформинга проходит последовательно три реактора
Р-2, 3, 4, (Р-202, 203, 204) с промежуточным подогревом в соот-
ветствующих ступенях печи П-3 (П-203).
* В скобках приведены обозначения аппаратуры для секции риформинга
комбинированной установки ЛК-бу.
3* 07
Газопродуктовая смесь из реактора Р-4 (Р-204) охлаждается
в теплообменниках Т-4, 5 (Т-204, 205), далее в воздушных хо-
лодильниках Х-3 (Х-203) н доохлаждается в холодильнике
Х-4 (Х-204) до температуры 38—40° С. При этой температуре осу-
ществляется сепарация газопродуктовой смеси на водородсодержа-
щий газ и нестабильный катализат в сепараторе С-2 (С-202).
Водородсодержащий газ риформинга направляется па осушку
цеолитами в адсорберы К-3, 4 (К-203, 204) и затем через сепара-
тор компрессором ЦК-1 (ЦК-201) возвращается в циркуляцион-
ную систему риформинга *.
Нестабильный катализат риформинга проходит дополнитель-
ную сепарацию в сепараторе низкого давления С-7 (С-207).
Газ из сепаратора частично используется для поддержания дав-
ления в емкости орошения Е-1 (Е-201), избыток газа сбрасыва-
ется в топливную сеть.
Активация катализатора в период реакции осуществляется
подачей хлорорганического соединения в сырье или рш()ормате
непосредственно в каждый реактор.
Нестабильный катализат из сепаратора С-7 (С-207) после
нагрева до температуры 130 °C в теплообменнике Т-6 (Т-206)
поступает в стабилизационную колонну К-2 (К-202).
Йз верхней части колонны К-2 (К-202) выводится газ стабили-
зации, а также пары нестабильной головки и орошения.
После охлаждения и конденсации в аппаратах ХК-3 (ХК-203)
и водяном холодильнике ХК~4 (ХК-204) смесь разделяется па газ
стабилизации и нестабильную головку в емкости орошения Е-2
(Е-202).
Газ стабилизации сбрасывается в сеть топливного газа. Жид-
кая фаза из емкости Е-2 (Е-202) возвращается в К-2 (К-202)
в качестве орошения, избыток выдается в общезаводское хозяйство
завода.
Необходимая для стабилизации теплота вводится в колонну
с циркуляционной струей стабильного катализата, подогреваемой
в трубчатой печи П-2>4 (П-204).
Стабильный дебутанизированный катализат с низа колонны
К-2 (К-202) после теплообмена с нестабильным катализатом охла-
ждается в холодильниках Х-5, 6 (Х-205, 206) и выводится с ус-
тановки.
Основные параметры ведения процесса представлены в табл. 28
(I —фракция 62—180 °C; 11 —фракция 85—180 °C; 111 —фрак-
ция 62—140 °C).
Регенерации подвергаются как алюмоплатиновый, так и алю-
мокобальтмолибденовый катализатор гидроочистки. Катализатор
гидроочистки на установке Л-35-11/1000 регенерируется паровоз-
душным методом, на секциях каталитического риформинга уста-
новок ЛК-6у — паровоздушным -или газовоздушным методом.
* Осушители К-3,4 (К-203, 204} включаются в работу периодически в за-
висимости от глубины отпарки в отпарной колонне.
68
Параметры Блок гидро- очистки Блок риформинга
1 11 111
Давление, .МПа
Температура, °C
Объемная скорость подачи
сырья, ч'1
Кратность циркуляции водород-
содержащего газа, м3/м3 сырья
Катализатор
ТАБЛИЦА 28. Основные параметры ведения процесса
2,5—3,0 3404-400 2,5 3,0—3,5 3,5 2,5 480 —530 1,2 1,2 scO,8
На <проток> 1800 1800 1500
Алюмоко- ба.чьтмолиб- деповый Алюмоплатиновый или серии КР
Процесс подготовки системы к регенерации, так и сам процесс
регенерации, проводят аналогично регенерации катализаторов на
установках малой мощности (Л-35-1 1 600, ЛЧ-35-11/600-68 и т. п.)
Описание этих операций приведено в гл. 5.
Процесс регенерации цеолитов сводится к отпарке поглощенных
углеводородов и воды. Регенерация производится инертным или
углеводородным газом по схеме:
П-5--> К-3,4-> Х-9-->С-6--->свеча или система топливного газа
(П-205 —► К-203-> Х-209-С-206--->)
Давление при регенерации выдерживают в пределах 0,4—
0,6 МПа.
Теплоноситель подогревается до температуры 270—380 ГС
и подается в адсорберы в направлении, обратном потоку циркуля-
ционного газа. Скорость подъема температуры в слое адсорбента
должна быть не более 1—2 С. мни.
При достижении температуры на выходе из адсорбера 250 °C
производится выдержка в течение 6—8 ч, и регенерация считается
законченной.
Основное оборудование. Реакторы. Реакторы рифор-
минга — с радиальным вводом сырья, футерованы изнутри жаро-
упорным торкрет-бетоном. Корпус выполнен из низколегирован-
ных сталей.
Реактор гидроочистки — биметаллический с аксиальным
вводом сырья.
Основные данные по реакторам представлены в табл. 29.
Компрессоры и насосы. Циркуляционный комп-
рессор риформинга ЦК-1 (ЦК-201) принят центробежного типа
производительностью 320 тыс. м3/ч с приводом от паровой тур-
бины с регулируемой частотой вращения. Компрессор разрабаты-
вался и изготавливался по специальным техническим условиям.
Давление на стороне всасывания — 2,9 МПа, на стороне нагне-
тания — 4,4 МПа. Потребляемая мощность — 6900 кВт.
Для дополнительного компримирования водородсодержащего
газа, прошедшего через гидроочистку, применяются поршневые
69
ТАБЛИЦА 29. Характеристика реакторов
I ]оК Л V.-! е.ТИ Р-1 (Р-201) Р-2 (Р-202) Р-3 (Р-203) Р-4 (Р-204)
Диаметр ксритса, мм 3 600 2 400 3 200 4 500 *
Высота, мм 10 500 10 G00 11 700 15 500
Объем а । ал и а ;нор а, мя 68 13 38 95
• В процессе заказа и изготовления диаметр реактора был уменьшен до 3900 мм.
компрессоры ПК-1, 2 производительностью 25 тыс. м’/ч типа
4М16-22.4 23-64 с электродвигателем СДКП16-15-16 мощностью
1250 кВт. Давление па стороне всасывания —2,2 МПа, на сто-
роне нагнетания — 6,3 МПа.
Насосное оборудование в основном центробежного типа с оди-
нарными торцевыми уплотнениями по ГОСТ 12878—67 с электро-
двигателями во взрывозащпщениом исполнении.
К о л о ины и адсорберы. Ректификационные колонны
приняты тарельчатого типа с клапанными тарелками конструкции
ВНИИНсфтемаша. Адсорберы-осушители циркуляционного газа
насадочного типа. В качестве насадки используются цеолиты типа
NaX кек наиболее стойкие в среде, содержащей хлористые со-
единения. Основные данные по колонной аппаратуре представ-
лены в табл. 30.
Трубчатые печи и к о т е л -у т и л и з а т о р. Ре-
акторная печь гидроочистки П-1 (П-201), печь отпарной колонны
П-2,2 {П-202) и печь стабилизации катализата П-214 (П-204) —
ь ./гикал ыю-секцпонного типа на комбинированном отоплении
с паровым распылом теплопроизводительностью 12,8 МВт
ТАБЛИЦА 30. Характеристика колонной аппаратуры
Пог а...чп, л в Отпарная колонна К-1 (К-201) Стабилиза- ционная ко- лонна К-2 (К-202) Адсорберы - осушители К-3, 4 (К -203, 204)
Давление, МПа 1,4 1,4 3,0 Температура, °C: низ 235 217 верх 87 67 66 Диаметр, мм: верх 1400 2200 низ ,3400 ' 3200 Расстояние между тарелка- 600/700 600 — ми, мм Число тарелок, шт. 24 40 Высота слоя в том числе цеолита 3000 мм низ 6 20 верх 18 20
70
(11 Гкал ч), 13,72 МВт (11,8 Гкал/ч) н 12,4-1 МВт (10,7 Гкал/ч)
соответственно. Печи П-1 (П-201) и П-2 1 (11-20-1) — четырех-
поточные, печь 11-212(11-202) — шестипоточнля. Реакторная печь
риформинга П-3 (П-203) — вертикально-мпогощ)тс'Ч1.,с.го типа кон-
струкции Лепгппронефтехим, на комбинированном отоплении
с паровым распылом общей теплопропзвод.ительисстью 51,4 МВт
(44,2 Гкал/ч). Печь дня регенерации цеолитов вертикально-
цилиндрического тина на чисто газовом отоплении, имеет тепло-
производительность 0,66 МВт (0,57 Гкал.ч).
Котел-утилизатор — прямоточного типа с двумя испаритель-
ными пакетами и пароперегревателем с общей теплоутилизирующей
мощностью 16,4 МВт и поверхностью нагрева 2670 м2.
Технико-экономические показатели. На каталитический ри-
форминг 1 т сырья расходуется:
Фр а к цп >i 62—180 е С Фракци я 85-- 180-С Фракция о’—И0 °C
Пар, кг 337 (350) 337 (350) 390 (277)
Электроэнергия, МДж 86 (50) с о (50) 99 (39,8)
Охлаждающая вода, м1 24.0 (22) 21,0 (22) 24,0 (15,5)
Мазут, «г 72 72 69 (48)
Топливный газ, и’1 27 о? 25,5 (17,8)
Атюмокобальтмолпбденовый ка- (1,0050 —0,(7! 50 1
тализатоп, кг
Алюмоплатиновый катализа- 0,025—0,035
тор, кг
Цеолиты (или МЭА), кг 0,092 0.002 0,002
(0,04) (0,01)
ЛЧ-35-1 1/1000
Установка предназначена для переработки широких бензино-
вых фракций с целью получения компонентов, автобензинов с ок-
тановым числом 80—85 (по ММ).
Сырьем служат прямогонные бензиновые фракции, выкипаю-
щие в пределах 85—180С и 70—180 С с содержанием серы до
0,05% (масс.) и влаги 0,02% (масс.).
Основные показатели сырья (фракция 85—180 °C):
Фракция
85- 180 °C
Плотность сф°, т/м3 0,744
Содержание серы, % (масс.):
до гидроочистки 0,05
после гидроочистки 0,0001
Фракционный состав (по ГОСТ), С.
и. к. 102
10 % (об.) 113
50 % (об.) 128
90 % (об.) 160
к. к. 180
Содержание влаги, % (масс.) 0,02
Углеводородный состав, % (масс.):
ароматические 11,0
нафтеновые 26,4
парафиновые 62,6
Октановое число (по ММ) 41
71
Основной продукцией является дебутанизированный катали-
зат — компонент для приготовления высокооктановых бензинов.
Характеристика стабильного катализата (при использовании в ка-
честве сырья фракции 85—180 °C):
Плотность <6°, т/м3 0,793
Фракционный состав (по ГОСТ), °C:
н. к. 60
)0 % (об.) 87
50% (об.) 126
90% (об.) 166
к. к. 189
Углеводородный состав, % (масс.):
ароматические 67.0
парафиновые и нафтеновые .32 J
непредельные 0,6
Октановое чисто (по ММ) 85
Побочные продукты: 1) водородсодержащип газ — направля-
ется в общезаводскую сеть водородсодержащего газа; 2) неста-
бильная жидкая головка —используется, как правило, в каче-
стве сырья установок ГФУ; 3) углеводородный газ (очищенный
от H2S) и газ стабилизации катализата — направляются в топ-
ливную сеть.
Мощность установки составляет 1000 тыс. т/год по сырью.
Описание установки (рис. 16). Схема установки — однопоточ-
ная. Усредненная фракция 70—180 °C или 85—180 С из парка
насосами Н-101 поступает па смешение с избыточным водород-
содержащим газом риформинга, подаваемым компрессором
ПК-Ю1.
Смесь сырья и водородсодержащего газа нагревается в тепло-
обменниках Т-101 обратным потоком из реактора Р-101, затем
газосырьевая смесь поступает в печь гидроочистки П-101, где на-
гревается до температуры реакции, и далее направляется в ре-
актор Р-101.
После реактора Р-101 газопродуктовая смесь после теплообмен-
ника с газосырьевой смесью охлаждается в воздушном холодиль-
нике Х-101 и в водяном холодильнике Х-105, а затем поступает
на сепарацию в С-101.
Водородесодержащвй газ из сепаратора С-101 возвращается на
прием компрессора ПК-101 для регулирования здесь давления и
обеспечения постоянства расхода в систему гидроочистки. Избы-
ток водородсодержащего газа выводится с установки в общеза-
водское хозяйство.
Нестабильный гидрогенизат из С-101 после нагрева в тепло-
обменнике Т-102 подается в отпарную колонну К-101 для выделе-
ния из гидрогенизата растворенных газов и влаги.
Из верхней части отпарной колонны К-101 выводится газ от-
парки, который после охлаждения и конденсации в ХК-101 и
ХК-Ю2 разделяется на углеводородный газ и орошение в емкости
Е-101.
72
vi
Рис. 16. Технологическая схема установки Л4-3S-1 IjlООО;J
ПК — поршневой компрессор; ГК — центробежный компрессор,' С — сепаратор; Р-101 — реактор гидроочистки; Р • 102+ 104 —
реакторы риформинга; К-101 — отпарная колонна; К-102 — стабилизационная колонна; П — трубчатая печь; К-103. 104 — адсор-
беры-осушители; Т — теплообменники; X — холодильники; Д'Л' — конденсаторы-холодильники;
/ — сырье; 1! — сырье риформинга; III — стабильный бензин; IV — стабильная «головка»; V — гю стабилизации; V! — углеводо-
родный газ; VII — избыточный водородсодержащип газ; VIII — насыщенный раствор МЭА,
Углеводородный газ после очистки от сероводорода в абсор-
бере К-106 сбрасывается в сеть газа стабилизации катализата или
в сеть топливного газа.
Жидкая фаза из Е-101 возвращается в К-101 в качестве
орошения.
Стабильный гидрогенизат из К-Ю1 после теплообмена в Т-102
подается в систему риформинга па смешение с циркуляционным
газом, поступающим от компрессора ТК-Ю1.
После нагрева в теплообменниках Т-103 смесь стабильного
гидрогеннзата и водородсодержащего газа поступает в печь
риформинга П-103, где нагревается до температуры реакции, и
затем проходит последовательно три реактора Р-102, 103, 104
с промежуточным подогревом в соответствующих ступенях печи
п-ЮЗ.
Газопродуктовая смесь из Р-104 охлаждается в теплообменни-
ках Т-103 и далее в воздушных холодильниках Х-102 и доохла-
дителях Х-106. После охлаждения смесь поступает в сепаратор
С-102 на разделение.
Водородсодержащий газ риформинга направляется на осушку
цеолитами в адсорберы К-103, 104, а затем компрессором ТК-101
возвращается в систему циркуляции риформинга.
Избыток водородсодержащего газа из С-102 направляется на
прием компрессора ПК-101 и далее в узел смешения с сырьем
гидроочистки.
Нестабильный катализат из С-102 подается в блок стабилиза-
ции в колонну К-Ю2, предварительно подогреваясь в теплообмен-
нике Т-104.
Из верхней части стабилизационной колонны К~Ю2 выводится
газ стабилизации, пары нестабильной головки и орошения. Эта
смесь после конденсации в ХК-ЮЗ, 104 разделяется в Е-102 на
газ стабилизации и нестабильную головку.
Газ стабилизации выводится с установки в общезаводское хо-
зяйство. Жидкая фаза из Е-102 возвращается в К-102 в виде оро-
шения.
Балансовое количество нестабильной головки выдается с уста-
новки на ГФУ завода.
Необходимое для стабилизации количество теплоты вводится
в колонну с помощью циркуляционной струи через печь П-104.
Стабильный дебутанизированный катализат с низа колонны
К-102 после теплообмена с нестабильным катализатом охлаждается
в воздушных холодильниках Х-103,. доохладителе Х-104 и выда-
ется с установки в общезаводское хозяйство.
Основные параметры ведения процесса:
Блок Блок
гидроочистки риформинга
Давление, МПа 4,0 1.5 (в послед-
нем по ходу
сырья реак-
торе)
Температура, °C 340—-400 480—530
74
Объемная скорость подлип сырья, ч'1
ЦпрKV.mi't।я »одородсодержа1цсго таза,
мольное соотношение водород/сырье
Катализатор
Клок
Г ;!,1!'0и1И1СТ><11
2. Г.
11а 'проток?
с небольшим
перепуском
(’2 %) па
прием дожнм-
компрес-
соров
Ал юмоко-
бальтмоллб-
деповын пли
ал юмоппкель-
мслиблгневыч
Блок
риформинга
Полиметалли-
ческий
серии КР
Алюмокобальтмолибденовый катализатор гидроочистки под-
вергается регенерации один раз в год, при общем сроке службы
48-60 месяцев. Регенерация осуществляется но газовоздушному
методу при давлении приблизительно 3 МПа п температуре в слое
катализатора не выше 500 °C. Обычно регенерацию проводят в две
стадии: выжиг и прокалка катализатора.
Для нейтрализации кислых газов образующихся при регене-
рации в реакторном блоке предусматривается соответствующее
оборудование для циркуляции в системе 10% содового раствора.
Содовый раствор циркулирует в системе до полной его отра-
ботки. Подпитка свежего содового раствора осуществляется из
реагентного хозяйства.
Регенерацию полиметаллического катализатора риформинга
проводят один раз в год при давлении приблизительно 1,5 МПа
и температуре 480 °C.
Подготовительные операции, предшествующие регенерации ка-
тализатора, аналогичны операциям при подготовке системы к ре-
генерации на установках ЛЧ-35-11,600.
Регенерация проводится в две стадии: выжиг кокса и прокалка
катализатора и его оксихлорирование. Общая продолжитель-
ность регенерации составляет 7—10 суток.
Регенерация цеолитов осуществляется углеводородным газом
стабилизации аналогично регенерации цеолитов на установках
ЛЧ-35-11/600—73 по схеме П-105 —К-103, 104 — Х-108 —
— С-106 — система топливного газа, при давлении регенерации
0,4—0,8 МПа.
Порядок проведения регенерации, температурные условия и
общее время регенерации такие же, как па установках ЛЧ-35-11/600.
Основное оборудование. Реакторы. Реакторы рифор-
минга — монометаллические, гидроочистки — биметаллические,
при этом реактор гидроочистки —с аксиальным вводом сырья,
а риформинга — с радиальным. Основные данные по реакторам
представлены в табл. 31.
Компрессоры и насосы. Циркуляционный компрес-
сор риформинга ТК-Ю1 принят центробежного типа производи-
75
ТАБЛИЦА 31. Характеристика реактора
Показатели Р-101 Р-102 Р-103 Р-104
Диаметр корпуса, мм 3 600 2 200 3 000 3 600
Высота, мм 11 285 9 410 9 740 13 450
Объем катализатора, м3 68 11,5 36,3 72
тельностью 215 000 мм3/час с электродвигателем мощностью
8000 кВт.Давление на стороне всасывания — 1,3 МПа, на сто-
роне нагнетания — 2,2 МПа.
Для водородсодержащего газа блока гидроочистки применя-
ется поршневой компрессор ПК-101 с регулируемой произво-
дительностью. Производительность компрессора составляет
40 000 м3/ч с приводом от электродвигателя мощностью 3500 кВт.
Давление на стороне всасывания — 1,3 МПа, на стороне нагне-
тания — 4,6 МПа.
Производительность компрессора регулируется отжимными
клапанами.
Насосное оборудование — центробежного типа, при этом для
перекачки сырья нижнего продукта К-101 и гидрогенизата при-
менены отечественные насосы марок НПС-200-700, НК-560/120А,
НК-220/210А; остальные насосы — комплектной поставки из
ЧССР.
Для перекачки орошения К-101, 102 и нестабильного катали-
зата применяются герметичные насосы. Перекачка масла для об-
служивания компрессоров осуществляется насосами шестеренча-
того типа.
Все насосы оборудуются одинарными или двойными торцевыми
уплотнениями и комплектуются электродвигателями во взрывоза-
щищенном исполнении.
Колонны и адсорберы. Ректификационные колон-
ны — тарельчатого типа с клапанными тарелками. Абсорберы для
очистки водородсодержащего газа и адсорберы-осушители — на-
садочного типа. В качестве насадки используются кольца Рашига
и цеолиты. Основные данные по колонной аппаратуре представ-
лены в табл. 32.
Трубчатые печи. Реакторная печь гидроочистки
П-101, печь отпарной колонны и печь стабилизации П-104 —
вертикально-секционного типа конструкции ЧССР, на комбини-
рованном отоплении с паровым распылом теплопроизводитель-
ностью 13,37 МВт (11,5 Гкал/ч), 12,8 МВт (11,0 Гкал/ч) и
11,63 МВт (10 Гкал/ч) соответственно. Количество потоков в пе-
чах — 4. Реакторная печь риформинга — вертикально-многопо-
точная конструкции Ленгипронефтехим с двухсторонним облу-
чением экранов, на комбинированном отоплении с нижним рас-
положением форсунок. Теплопроизводнтельность печи составляет
54 МВт (46,5 Гкал/ч). Печь для регенерации цеолитов — верти-
76
ТАБЛИЦА .32. Характеристика колонной аппаратуры
Показатели Отпарная колонна К-10 1 Стабилиза- ционная колонна Адсорберы- осушители К-ЮЗ, 104 Абсор- бер очистки К-Ю6
Давление Температура, °C 1,4 1,4 1.4 1,3
низ 250 235 40 40
верх Диаметр, мм 110 70
низ верх 3400 1600 3200 1600 1 ) 3400 1000
Расстояние между тарел- 600 500
ками, мм
Число тарелок, шт.: 25 40 Высота Высота
в том числе
ЛИЗ 19 17 слоя слоя
верх 6 23 3500 3000
кально-цилиндрического типа на чисто газовом отоплении тепло-
ироизводптелыюстью до 1,16 МВт.
Технико-экономические показатели. На каталитический ри-
форминг 1 т сырья расходуется: пар — 115 кг (обеспечивается
котлами-утилизаторами установки); электроэнергия— 350—
340 МДж; охлаждающая вода — 7,4 м3; химочищенная вода —
0,4—0,25 м3; мазут — 76—72 кг; топливный газ — 24—28; алю-
мокобальтмолибденовый катализатор — 0,005—0,015 кг; алюмо-
платиповый катализатор — 0,02 кг; МЭА — 0,0018 кг; цеолиты —
0,010-0,04 кг.
На установке на 1 т сырья вырабатывается водяной пар в ко-
личестве 215—240 кг.
Глава 3
ПРОМЫШЛЕННЫЕ УСТАНОВКИ ДЛЯ ПОЛУЧЕНИЯ
АРОМАТИЧЕСКИХ УГЛЕВОДОРОДОВ
В данной главе рассматриваются установки каталитического
риформинга для получения ароматических углеводородов —
бензола, толуола и ксилола из различного нефтяного сырья.
Проекты установок разработаны в институте Ленгипронефте-
хим по научно-исследовательским данным института ВНИИнеф-
те.хим — автора процессов каталитического риформинга и экстрак-
ции ароматических углеводородов диэтиленгликолем. Первая уста-
новка экстракции ароматических углеводородов — установка
Л-35-6 (ДЭГ) — была введена в эксплуатацию (блок экстракции)
в 1965 г.
77
Л-Зс-6
Установка Л-35-6 (ДЭГ) предназначена для получения инди-
видуальных ароматических углеводородов методом каталитического
риформинга с последующей жидкофазной экстракцией их водным
раствором диэтиленгликоля (ДЭГа).
Сырьем служат гидроочищенные прямогонные бензиновые фрак-
ции 62—105 и 62—85 СС или их смеси.
Основные показатели перерабатываемого сырья:
Фракция 62—105 °C Фракция 62 — 85 °C
Плотность ф°, т/м3 0,701 0,696
Содержанье в сырье фракций (но НТК),
% (масс.):
62—85 СС 54 90
85—105 С 46 —
Фракционный состав (но ГОСТ), 'С:
II. к. 71 68
10 (об.) 76 69
50 (об.) 82 71
90 (об.) 94 78
к. к. 105 89
iТлсвотородпыА состав, "о (масс.):
а роматнческие 5,9 4,8
нафтеновые 27,5 21 ,6
парафиновые 66,3 73,3
Содержание серы, % (масс.) 0,0.2 QQ2
Мощность установки составляет 300 ТЫС. т/год по сырью
При интенсификации установки мощность может быть увеличена
на 10—15%.
Основными целевыми продуктами установки являются: 1) Гсн-
зол по ГОСТ 9572—78; 2) толуол по ГОСТ 14710—78.
Одновременно на установке вырабатываются: 1) стабильная
головка С3—С4 — направляется на установки газофракционнро-
вания; 2) фракция катализата и. к. — 58 °C — используется как
компонент автобензина; 3) рафинат (деароматизированный бен-
зин) — используется для производства растворителей; 4) избы-
точный водородсодержащий газ — направляется на установки
гидроочистки; 5) сухой газ — направляется в топливную сеть;
6) кснлольная фракция — направляется на установки получе-
ния ксилолов.
Описание установки (рис. 17). Блок риформинга.
На установке предусмотрена переработка гидроочищенной бензи-
новой фракции (62—105 °C и 62—85 °C), которая перед подачей
на установку подвергается предварительной гидроочистке на от-
дельностоящем блоке Л-24/300.
Гидроочищенное исходное сырье из промпарка поступает на
на прием насосов. Схема — двухпоточная.
Вследствие разделения реакционной системы на два блока
сырье насосами под давлением 3,0 МПа направляется по двум
параллельно работающим потокам.
78
Рис. 17. Технологическая схема установки Л-35-6(ДЭГ):
Р — реактор; П — трубчатая печь; /< — колонна; Т — теплообменник; ЦН — центробежный насос: X — холодильник: ХК — конден-
сатор-холодильник; ПК — поршневой компрессор; С — сепаратор: Е — емкость;
/ — сырье; /7 — стабильная ^головка»; III — фракция н.к — 52 °C (в парк); IV — сухой газ: V — ноДородсодержащиЛ газ; V! —
бензол; V'7 7 — толуол; VHI — ксилильная фракции; IX - рафинат; X — конденсат.
Каждый поток смешивается в трубопроводе с циркуляционным
газом и поступает в межтрубное пространство теплообменников л
Т-1, 2, Т-3, 4, где газосырьевая смесь нагревается за счет теплоты б
обратного потока продуктов реакции до 440 °C.
Дальнейший подогрев смеси до температуры реакции 525 °C р
осуществляется в первой секции нагревательной печи П-1, откуда г
газосырьевая смесь направляется в первый реактор Р-1. !
Для поддержания рабочей температуры в зоне реакции пре- q
дусмотрены три реактора с межступенчатым подогревом газо-
продуктовой смеси во второй и третьей секциях печи до темпера- ।
туры 525 °C. I
В целях снижения содержания непредельных углеводородов
в катализате газопродуктовая смесь после теплообменников
3, 4 направляется в реактор селективного гидрирования Р-4,
заполненный алюмоплатиновым катализатором АП-15 или
АП-10.
Дальнейшее охлаждение газопродуктовой смеси осуществля-
ется в межтрубном пространстве теплообменников Т-1, 2 до тем-
пературы 105 "С и далее в холодильниках Х-1, 2 до температуры
40 °С-'
Охлажденная до 40 СС газопродуктовая смесь поступает на раз-
деление водородсодержащего газа от катализата в сепараторы
высокого давления С-1. После этого одноименные потоки но газу
и жидкости объединяются.
Водородсодержащий газ (его принято называть циркуляцион-
ным газом) состоит из собственно циркуляционного газа и избы-
точного газа. Водородсодержащий газ поступает на осушку в ад-
сорберы (на схеме не показано).
Осушенный циркуляционный газ поступает во всасывающий
коллектор циркуляционных газовых компрессоров, которые
подают его двумя самостоятельными потоками под давлением
3,0 МПа на смешение с сырьем.
Избыток газа после осушки сбрасывается на прием дожимных
компрессоров ПК-6, 7 и затем под давлением 6,0 МПа направля-
"?я в общезаводскую сеть водородсодержащего газа.
Нестабильный катализат из сепаратора высокого давления
насосом ЦН-42. 43 подается во фракционирующий абсорбер К-19.
В нижней части абсорбера (отпарной) при давлении 1,45 МПа
и температуре 171 °C из нестабильного катализата отпариваются
растворенные в нем углеводородные газы, которые в верхней
части абсорбера (абсорбционной) подвергаются избирательной
абсорбции.
В качестве абсорбента используется стабильный катализат.
С верха фракционирующего абсорбера выдается сухой газ.
Для обеспечения наиболее оптимальных условий абсорбции
предусматривается промежуточное охлаждение абсорбента с раст-
ворившимися газами в холодильниках до температуры 40 °C.
Отвод абсорбента на охлаждение производится с 12-й и 18-й (или
24-й) тарелок.
80
Остаток фракционирующего абсорбера — нестабильный ката-
лизат с температурой 171 °C — поступает на стабилизацию в ста-
билизационную колонну К-4.
Работа стабилизационной колонны К-4 предусмотрена в двух
режимах: 1) в режиме дебутанизации (давление 1,27 МПа, тем-
пература низа 194 °C, температура верха 68 °C); 2) в режиме депро-
панизации (давление 1,75 МПа, температура низа 200 °C, темпера-
тура верха 51 °C).
Верхний продукт стабилизационной колонны после конденса-
ции и охлаждения в конденсаторе-холодильнике ХК-3 поступает
в емкость Е-6, откуда часть его насосами ЦН-6, 7 возвращается
на орошение колонны, а избыток .откачивается с установки в ка-
честве готового продукта — головки стабилизации.
Часть нижнего продукта стабилизационной колонны после ох-
лаждения до температуры 40 °C в холодильнике Х-7 подается
насосами ПН-24 , 25 в качестве свежего абсорбента во фракциони-
рующий абсорбер.
Избыток нижнего продукта стабилизационной колонны (ста-
бильный катализат) направляется в колонну К-7 блока экстракции
и ректификации.
Блок экстракции и р е к т и ф и к а ц и и. В колон-
не К-7 из стабильного катализата выделяется фракция н. к. —
58, которая после конденсации и охлаждения в конденсаторе-
холодильнике ХК-5 поступает в емкость, откуда насосом частично
подается как орошение колонны, а избыток выводится с установки
как компонент автобензина.
Тепловой баланс колонны поддерживается подачей пара в по-
догреватель Т-13.
Нижний продукт колонны (фракция 58 ‘С—к. к.) после на-
гревания в подогревателе до 150 С подается в экстракционную
колонну К-8.
Процесс экстракции состоит из двух основных стадий: 1) соб-
ственно процесса экстракции; 2) процесса регенерации раствори-
теля.
В основе процесса экстракции лежит различная растворимость
ароматических и неароматических углеводородов в 93% растворе
диэтиленгликоля в воде *.
Многоступенчатое экстрагирование проводится в колонне с пер-
форированными тарелками, на которых осуществляется контакти-
рование противоточно движущихся фаз: тяжелой — ДЭГа, пода-
ваемого на верх экстрактора, и легкой — сырья и рисанкла,
подаваемых соответственно в нижнюю треть и в низ экстрактора.
Процесс регенерации растворителя заключается в отпарке из
насыщенного раствора ДЭГа с помощью острого водяного пара по-
глощенных углеводородов.
В результате многократного смешения сырья с ДЭГом в экст-
ракционной колонне К-8 ароматические углеводороды поглоща-
* В'качестве растворителя используется и водный раствор триэтнлеигликоля.
81
ются ДЭГом и выходят с низа колонны, а деароматизировапный
бензин (рафинат) — с верха колонны.
Давление в верху колонны поддерживается уровнем жидкости
верхнего продукта (рафината).
Для получения экстракта, не содержащего трудноотделимых
примесей нафтеновых и парафиновых углеводородов, в нижнюю
часть экстракционной колонны подается рисапкл — циркулиру-
ющий продукт экстракции.
Выходящий с верха экстракционной колонны рафинат под
давлением системы проходит теплообменник Т-20, холодильник
Х-18. промывную колонну К~Ю, где от пего отмываются водой
унесенные капельки диэтиленглпколя, и емкость *, где отделя-
ются следы унесенной воды, п после этого выводится с установки.
Для регенерации растворителя насыщенный ароматическими
углеводородами диэтвленглпколь с низа экстракционной колонны
под давлением системы через теплообменники Т-22 перетекает
в верхнюю часть отпарной колонны /<-9 (камеру однократного
испарения), где поддерживается давление, равное давлению на-
сыщенных паров извлеченной ароматики при температуре 125 С.
Из верхней части отпарной колонны К-9 насыщенный раствори-
тель по уровню через регулирующий клапан перепускается в ни-
жнюю часть отпарной колонны, где пз него с помощью острого
водяного пара отпариваются поглощенные им ароматические
углеводороды.
Тепловой баланс колонны поддерживается подачей водяного
пара в подогреватель Т-12.
Отпаренные ароматические углеводороды в смеси с водяным
паром выводятся пз колонны двумя потоками.
Большая часть (рисайкл) выводится сверху и после конденса-
ции и охлаждения в конденсаторе-холодильнике А'/(-7 собирается
в водоотделителе К-24, откуда насосом ЦН-21, 22 после нагрева-
ния в теплообменнике Т-20 и подогревателе Т-19 до температуры
150 СС подается в нижнюю часть экстракционной колонны.
Экстракт выводится с 20-й тарелки и после конденсации и ох-
лаждения в конденсаторе-холодильнике ХК-6 собирается в водо-
отделителе Е-23, откуда насосом ЦН-25, 26 через водопромывную
колонну К-Ю и подогреватель Т-23 направляется на вторичную
ректификацию.
Освобожденный от ароматических углеводородов растворитель
забирается насосом пз нижней части колонны К-9.
Конденсат воды из водоотделителей Е-23, 24 поступает в сбор-
ник циркулирующей воды Е-25, откуда насосом ЦН-23, 24 через
теплообменник подается в нижнюю часть колонны в качестве
острого водяного пара.
Для промывки рафината и экстракта используется конденсат
водяного пара, который после охлаждения в теплообменнике Т-24
и холодильнике Х-30 до температуры 40 СС насосом ПН-11, 12
* На схеме не пекю.'ш;i.
82
подается в промывную колонну Л'-//Л Затем промывная вода через
теплообменник Т-24 вместе с частью циркулирующего ДЭГа
поступает в атмосферно-вакуумную колонну К-14 па регенерацию
диэтилеи гликоля.
Атмосферно-вакуумная колонна К-14 состоит из двух частей:
1) верхней — атмосферной части, где отгоняется большая часть
воды и легкокивящие примеси; 2) нижней—вакуумной части,
где раствор ДЭГа очищается от высококипящпх примесей.
Выходящие с верха атмосферной части колонны пары воды
конденсируются п охлаждаются в конденсаторе-холодильнике
ХК-И, а затем охлажденный конденсат собирается в емкости
орошения К-29, откуда часть его подается в колонну К-14 на оро-
шение, а избыток сбрасывается в канализацию.
Раствор ДЭГа (93 %-ный) с низа атмосферной части колонны
через подогреватель Т-25 в виде парожидкостной эмульсии по-
ступает в вакуумную часть колонны, где трехступенчатым эжек-
тором поддерживается остаточное давление около 20 мм рт. ст.
Регенерированный ДЭГ (в жидкой фазе) отводится из вакуум-
ной части колонны с глухой тарелки и частично, после охлаждения
в холодильнике Х-22 до температуры 40 СС, подается на орошение
колонны, а избыток возвращается в систему циркулирующего ди-
этпленгликоля.
В низу вакуумной части колонны поддерживается температура
150 С.
Тепловой баланс колонны поддерживается подачей водяного
пара давлением 1,0 МПа в подогреватели Т-16, 17.
Вторичная ректификация экстракта осуществляется последо-
вательно в трех колоннах.
В первой ректификационной колонне К-11 от экстракта отго-
няются низкокнпящие примеси (в основном гексан). Верхним
продукт колонны с температурой 80 ‘С после конденсации и
охлаждения в конденсаторе-холодильнике ХК-8 до температуры
50 С поступает в емкость орошения Е-26, откуда насосом П11-13-'-
— 15 частично подается на орошение, а . избыток возвращается
вновь на экстракцию в экстракционную колонну К-8.
Нижний продукт из ректификационной колонны К-11 с тем-
пературой 110(6 насосом подается в бензольную колонну К-12.
Верхний продукт колонны —товарный бензол с температурой
65 'С — после конденсации и охлаждения в конденсаторе-холо-
дильнике ХК-9 поступает в емкость орошения Е-27, откуда насо-
сом ЦН-31, 32 частично подается на орошение, а избыток после
охлаждения в холодильнике до температуры 40 °C выдается с уста-
новки.
Нижний продукт бензольной колонны с температурой 130 °C
направляется в толуольную колонну К-13. Верхний продукт
колонны — товарный толуол — после конденсации и охлаждения
в конденсаторе-холодильнике ХК-Ю до температуры 65 СС по-
ступает в емкость орошения Е-28, откуда насосом частично пода-
ется на орошение, а избыток после охлаждения в холодильнике
83
(на схеме не показан) до температуры 40 °C выдается с уста-
новки.
Нижний продукт колонны — ксилолы с температурой 155 °C —
забирается насосом (на схеме не показан) и после охлаждения в хо-
лодильнике X-2I выдается с установки.
Тепловой баланс поддерживается подачей водяного пара дав-
лением 1,0 МПа в подогреватели.
Характеристика катализата (сырья экстракции):
I Плотность т/м3 Фракционный состав (по ГОСТ), СС: 0,718
н. к. 56
Ю % (оо.) 69
50 % (об.) 80
90 % (об.) 105
к. к. 140
Углеводородный состав, % (масс.):
ароматические 31,0
в том числе
бензол 10,3
толуол 16,0
КСИЛОЛ 1.1 4,7
нафтеновые 5,0
парафиновые 64,0
Октановое число (по А1.М) 73
Основные
Данные для
параметры ведения процесса
гидроочистки и риформинга:
представлены ниже.
Г идроочпетка (блок 21-300) Риформинг
ароматизация гидрирование
Температура в реакто- ре, СС 280—300 490—520 160—200
Давление в реакторе, МПа 3,5-4 2,0 (в третьем реакторе) 1,9
Объемная скорость пода чи сырья, ч-1 5,0 1,5 4,5
Кратность циркуляции водородсодержащего га- за, м3/м3 сырья На «проток» 1200—1400 —
Катализатор Алюмоко- Алюмоплати- Алюмоплатл-
балымолибде- новый новый (АП-56) новый (АП-15, АП-10)
Экстракция ароматических углеводородов ДЭГом ведется при
следующих параметрах. Непосредственно экстракция: давление —
0,9 МПа; температура — 145—150 °C; массовое соотношение
ДЭГ/сырье — 11 : 1(при замене дпэтиленгликоля на триэтилен-
гликоль массовое соотношение снижается до 4-=-8 : 1); количество
рисайкла — 80—100 % (об.) на сырье. Отпарка растворителя:
давление — атмосферное; температура — 145—150 °C; количество
острого водяного пара — 3,0% (масс.) на насыщенный ДЭГ.
Основное оборудование. Реакторы риформинга —
с аксиальным вводом сырья сверху вниз. Корпус реактора футе-
рован изнутри торкрет-покрытием. Диаметр — 2600 мм.
84
Про д у к т о в и с т е и л о о б м е н и и к л — с централь-
ной трубой,бессальниковой конструкции. Диаметр корпуса тепло-
обменников — 800 мм.
Продуктовые холодильники высокого
д а в л е и и я — кожухотрубные.
Трубчатая печь — вертикальная, многокамерная.
Компрессоры циркуляционного газа —
поршневого типа, марки 51-600/32—50.
Колонные аппараты — различного диаметра, с же-
лобчатыми и колпачковыми тарелками.
Технико-экономические показатели. На 1 т перерабатываемого
сырья расходуется: пар — 1,45 т; охлаждающая вода — 45,26 м3;
мазут — 62,6 кг; топливный газ — 13,1 м3; электроэнергия —
409МДж; алю.моплатиновый катализатор АН-56 [с содержанием
Pt 0,6% (масс.)] — 0,0317—0,0255 кг; алю.моплатиновый катализа-'
тор АП-15 [с содержанием Pt 0,15% (масса.)] или АП-10 ]с со-
держанием Pt 0,10 (масс.)]— 0,017—0,0085 кг.
Л-35-1 2,200
Установка предназначена для получения бензола методом ка-
талитического риформинга с экстракцией бензола пз фракции
55—98 °C диэтиленгликоле.м.
Сырьем служит прямогонная бензиновая фракция 65—105 СС.
Основные показатели перерабатываемого сырья:
Плотность <Ц<», т6|» 0,7219
Фракционный сестив (по ГОСТ),
и. к. 05
10 % (об.) 74,5
50 % (об.) 85.5
90 % (об.) 99,5
к. к. 109
Углеводородный состав, % (масс.):
ароматические 7,9
в том числе
бензол 4,1
толуол 3,8
нафтеновые 40,1
парафиновые 52,0
Содержание в сырье фракций (по НТК),
% (масс.):
н.к. — 55 °C 11
55—98 °C 54
98 — к. к. 35
Содержание серы, % (масс.) 0,01
Мощность установки по исходному сырью составляет 300 тыс.
т/год.
Основным целевым продуктом установки является бензол по
ГОСТ 9572—72.
Одновременно на установке вырабатываются: 1) рафинат (де-
ароматнзированный бензин) — используется для производства раст-
ворителей; 2) водородсодержащий газ — направляется в топлив-
85
ную сеть; 3) углеводородный гад — направляется в топливную
сеть; 4) фракция и. к. — 55 С—используется как компонент
автобензина; 5) (фракция 98 — к. к. — используется как компо-
нент автобензина.
Описание установки (рис. 18). Сырье — фракция 65—105 °C —
подается па установку сырьевыми насосами, установленными
в промпарке.
После смешения с избыточным водородсодержащим газом ри-
форминга сырье нагревается в теплообменнике Т-1 за счет теплоты
обратного потока до температуры 285 °C и поступает в печь гидро-
очистки П-1, откуда направляется в реактор гидроочистки Р-1.
В реакторе гидроочистки при температуре 360—400 °C над алю-
мокобальтмолнбденовым катализатором сернистые соединения,
содержащиеся в сырье, гидрируются, превращаясь в сероводород.
Из реактора Р-1 гидрогенпзат вместе с газами реакции и водо-
родсодержащим газом поступает в качестве теплоносителя в ки-
пятильник отпарной колонны Т-2, где охлаждается до температуры
310 С, и в сырьевой теплообменник Т-1, где охлаждается до тем-
пературы 80 ('. а затем направляется в сепаратор С-1.
В сепараторе С-1 при температуре 80 °C из газожидкостной
смеси выделяется водородсодержащнй газ, который после
охлаждения в холодильнике Х-1 до температуры 40 °C проходит
сепаратор водородсодержащего газа С-2.
После сепарации водородсодержащий газ уходит с установки.
Жидкая фаза из сепараторов С-1 и С-2 направляется в отпарную
колонну К-1-
В отпарной колонне К-1 при давлении 0,6 МПа и температуре
165 °C гидрогепизаг стабилизируется при одновременной отпарке
из него сероводорода.
Верхний продукт колонны К-1 — пары бензина и углеводо-
родный газ — после конденсации и охлаждения в конденсаторе-
холодильнике Х1\-1 до температуры 40 °C направляется в сепа-
ратор газов отпарки С-3, откуда углеводородный газ выводится
с установки, а жидкая фаза подается на орошение в колонну.
Тепловой баланс колонны К-1 поддерживается подачей тепло-
носителя (парогазовая смесь после реактора Р-1) в кипятильник Т-2.
Нижний продукт колонны — гидрогенпзат — после охлажде-
ния в холодильнике Х-2 насосами направляется в теплообменники
Т-ЗИ, 2. Перед теплообменниками Т-ЗН, 2 гидрогенпзат смеши-
вается с циркуляционным водородсодержащим газом.
После нагрева до 250 С в теплообменнике Т-3/1 газосырьевая
смесь поступает в соответствующую секцию вертикальной труб-
чатой печи П-2.
С целью полного превращения нафтеновых углеводородов
процесс ароматизации ведется по четырехступенчатой схеме в че-
тырех последовательно работающих реакторах с промежуточным
подогревом до 480—525 °C в соответствующих секциях печи.
По выходе из реактора Р-5 последней четвертой ступени газо-
продуктовая смесь проходит через теплообменник Т-3/2, отдавая
86
Рис. 18. Технологическая схема установки Л-35-12/300:
Р — реактор; К — колонна; /7 — печь; Т — теплообменник; £ — емкость;: С — сепаратор; Л' — холодильник: Х7< — кондспсатор-холо -
дильник; И — насос; П К — компрессор;
/ — сырье; // — ДЭГ; /// — вода с ДЭГ; IV — бензол; I' — рафинат: VI — фракция 9*4 °C — к. к; VII — фракция и. к — 5 5 ° С; VIII —
конденсат; IX — сухой газ; X — водородсодержащий газ; XI — углеводородный г^э.
теплоту газосырьевой смеси риформинга, и направляется при
температуре 160—200 сС в реактор селективного гидрирования
Р-6 для избирательного гидрирования образовавшихся при ри-
формировании непредельных углеводородов, чем в дальнейшем
обеспечивается получение товарного продукта — бензола необ-
ходимого качества.
После реактора Р-6 газопродуктовая смесь последовательно
охлаждается в теплообменнике Т-3! 1 до 100 сС, холодильнике
Х-3 до 40 °C и направляется в сепаратор С-4.
В сепараторе риформинга С-4 водородсодержащий газ отделя-
ется от жидкой фазы н через сепаратор поступает на прием цир-
куляционных компрессоров, сжимается до 3,0 МПа. Большая
часть водородсодержащего газа после компрессоров возвращается
на рециркуляцию, а избыток подается на смешение с сырьем гидро-
очистки.
Жидкий продукт из сепаратора риформинга поступает во фрак-
ционирующий абсорбер 7(-2. Во фракционирующем абсорбере при
давлении 0,85 МПа и температуре 165 °C путем отпарки в нижней
части и избирательной абсорбции в верхней части производится
депропанизация нестабильного катализата. В качестве абсорбента
используется стабильный катализат. Для создания оптимальных
условий абсорбции предусмотрено промежуточное охлаждение
в холодильниках Х-4 ~6.
С верха фракционирующего абсорбера выводится жирный газ,
который поступает в топливную сеть завода. Остаток фракциони-
рующего абсорбера (нестабильный бензин) поступает в стабили-
зационную колонку К-3.
Верхний продукт стабилизационной колонны К-3 — фракция
н. к. — 55 °C (включая бутан) — после охлаждения и конденсации
в конденсаторе-холодильнике ХК-2 до температуры 40 °C забира-
ется насосами и подается частично на орошение колонны ,а избы-
ток выводится с установки.
Нижний продукт колонны поступает в колонну подготовки
сырья экстракции К-4, небольшая часть его после охлаждения
в холодильнике Х-7 до 40 °C подается в качестве абсорбента во
фракционирующий абсорбер К-2.
Тепловой баланс поддерживается подачей водяного пара дав-
лением 1.0 МПа в кипятильник Т-5.
Подготовка сырья экстракции осуществляется в колонне К-4
при давлении 0,17 МПа и температуре низа 130 °C.
I В колонне подготовки сырья экстракции К-4 стабильный ката-
лизат разделяется на две фракции — 55—98 °C (сырье экстракции)
и 98 °C — к. к. Целевой продукт колонны К-4 — сырье экстрак-
ции — выводится с верха колонны. После конденсации и охла-
ждения в конденсаторе-холодильнике ХК-3 балансовое коли-
чество насосом подается на орошение колонны К-4, 7а избы-
ток подогревается в теплообменнике Т-7 и подогревателе сырья
экстракции Т-8 до 150 сС и поступает в экстракционную ко-
лоннуЖ-б.
88
Тепловой баланс колонны К-4 поддерживается подачей водя-
ного пара в подогреватель Т-6.
В экстракционной колонне при давлении 1,0 ?ЛГ1а и темпера-
туре 150 СС проводится избирательная противоточная жидкофаз-
ная экстракт;!! ароматических углеводородов, находящихся в
смеси с парафиновыми углеводородам!!, водным раствором диэти-
ленглпколя. При этом в результате многократного смешения сырья
с диэтилеигликолем, ароматические углеводороды поглощаются
им и выводятся с низа колонны. Рафинат (деароматизированный
бензин) выводится с верха колонны. Давление в верху колонны
поддерживается уровнем рафината в колонне.
Для получения экстракта, не содержащего нафтеновых и па-
рафиновых углеводородов, которые трудно отделимы от аромати-
ческих углеводородов, в нижнюю часть экстракционной колонны
подается рнсайкл — смесь иизкокппящпх предельных углеводо-
родов.
Выходящий с верха экстракционной колонны рафинат охла-
ждается последовательно в теплообменнике 7’-7 до 110 —120' С
и в холодильнике Х-8 до 40 СС.
Из холодильника рафинат поступает в отстойник (на схеме
не показан), где отстаивается от унесенного им раствора ДЭГа.
Из отстойника ДЭГ сбрасывается в циркулирующий ДЭГ на прием
насосов. Рафинат направляется в промывную колонну К-7 для
отмывки от ДЭГа, после чего поступает в отстойник (на схеме не
показан) для отстоя от унесенной воды, а затем выводится с уста-
новки в парк.
Насыщенный ароматикой ДЭГ с низа экстракционной колонны
К-5 под давлением 1,0 МПа перетекает через теплообменник 'Г-Н
с температурой 135СС в верхнюю часть отпарной колонны К-6
(камеру испарения), где поддерживается давление, равное давле-
нию насыщенных паров извлеченных ароматических углсводоро-
родов.
Из камеры испарения отпарной колонны К-6, насыщенный
ДЭГ через регулирующий клапан перепускается в колонну, где
при давлении 0,15 МПа и температуре 150 °C с помощью острого
водяного пара отпариваются поглощенные ДЭГом ароматические
углеводороды.
Тепловой баланс колонны К-6 поддерживается подачей водя-
ного пара в подогреватель Т-10.
Отпаренные ароматические углеводороды в смеси с водяным
паром и унесенным ДЭГом выводятся из колонны двумя потоками.
Легкая часть (рнсайкл) в смеси с водяным паром выводится
сверху с 42-й тарелки, объединяется с парами углеводородов, вы-
ходящими из камеры испарения, и после конденсации и охлажде-
ния в конденсаторе-холодильнике ХК-5 до температуры 50 СС
поступает в водоотделитель Е-4, где разделяется на два слоя —
углеводородный (рнсайкл) и водный. Из водоотделителя Е-4
рнсайкл забирается насосами п после нагрева в подогревателе
Т-9 до 150 °C возвращается в экстракционную колонну.
89
Из средней части колонны К-6 с 20-й тарелки выводится смесь
паров воды и ароматических углеводородов, которая после кон-
денсации и охлаждения в конденсаторе-холодильнике ХК-4
собирается в водоотделителе К-3, где разделяется на два слоя —
углеводородный (экстракт) и водный.
Экстракт из водоотделителя К-3 забирается насосами и направ-
ляется в колонне К-7 на отмывку' от унесенного экстрактом ди-
этиленгликоля. Промытый водой экстракт поступает в отстойник
экстракта (на схеме не показан) для отстоя унесенной воды. После
отстоя и предвари тельного подогрева в подогревателе Т-12 экстракт
поступает в ректификационную колонну К-8.
Раздельный вывод рпсайкла п экстракта из отпарной колонны
К-6 позволяет практически полностью отогнать с рпсайклом увле-
енные насыщенным растворителем парафиновые углеводороды.
Освобожденный от ароматических углеводородов раствор ДЭГа
(93%-ный) из нижней части отпарной ко.чонны К-6 насосами по-
дается в экстракционную колонну К-5. Часть раствора ДЭГа
(около 1 — 2%) непрерывно подается на регенерацию в атмосферно-
вакуумную колонну К-9.
Вода из водоотделителей поступает в сборник циркулирующей
воды К-5, см куда насосом после предварительного подогрева в теп-
лообменнике Т-11 подается в нижнюю часть отпарной колонны
К-6 в качестве острого водяного пара.
Для промывки рафината и экстракта в колонне водной про-
мывки К-7 используется конденсат водяного пара.
Конденсат водяного пара (0,3 МПа) охлаждается в теплообмен-
нике Т-14 раствором ДЭГа, а затем в холодильнике Х-10 до тем-
пературы 40 °C и через емкость насосом параллельно подается
в верхнюю и нижнюю части колонны К-7.
Вода из промывной колонны с частью ДЭГа из отпарной колон-
ны К-6 после нагрева в подогревателе Т-14 поступает в колонну
регенерации ДЭГа К-9, состоящую из двух частей — атмосферной
и вакуумной. В верхней, части (атмосферной) отгоняется большая
часть воды, в нижней (вакуумной) 93%-ный раствор ДЭГа очища-
ется от возможных высококипящих примесей. Выходящие с верха
колонны К-9 пары воды конденсируются и охлаждаются в кон-
денсаторе-холодильнике ХК-7.
Конденсат из емкости орошения частично подается на ороше-
ние колонны, а избыток сбрасывается в канализацию.
Раствор ДЭГа (93%-ный) с низа атмосферной части колонны
К-9 через промежуточный подогреватель Т-16 в виде парожидкост-
ной эмульсии поступает в вакуумную часть колонны, где эжекто-
ром A-I поддерживается заданный вакуум — 20 мм рт. ст.
Регенерированный ДЭГ отводится насосом с глухой тарелки.
Часть регенерированного ДЭГа после охлаждения в холодиль-
нике Х-13 подается на орошение вакуумной части колонны, а из-
быток возвращается в систему циркулирующего растворителя.
Тепловой баланс колонны К-9 поддерживается подачей водя-
ного пара в подогреватели Т-15, 16, 17, причем в подогревателе
90
вакуумной части Т-17 предусмотрена как принудительная, так
н естественная циркуляция.
По мере накопления в низу колонны высококппящпх примесей
осуществляется периодический сброс их через .холодильник.
В ректификационной колонне К-8 от экстракта отгоняются
низкокппящис компоненты (в основном гексан) и вода в смеси
с бензолом. Верхний продукт колонны после конденсации п ох-
лаждения в конденсаторе-холодильнике А'Л'-о поступает в ем-
кость орошения.
Смесь гексана и бензола подается частично на орошение колон-
ны К-8, а избыток вновь возвращается на экстракцию в экстрак-
ционную колонну К-5.
Вода из емкости орошения Е-6 периодически сбрасывается
в сборник воды.
Товарный бензол выводится с 40-й или 46-й тарелки в виде жид-
кого продукта и после охлаждения в холодильнике X-12 направ-
ляется в емкость, откуда насосами подается в емкость товарного
бензола, а затем выводится с установки.
Нижний продукт ректификационной колонны К-8 насосами
после охлаждения в холодильнике Х-11 до 40 °C выводится вместе
с фракцией 98 “С — к. к. с установки.
Тепловой баланс колонны К-8 поддерживается подачей водя-
ного пара в подогреватель Т-13.
Основные параметры ведения процесса представлены ниже.
Данные для гидроочистки
н
риформинга:
Г пдро-
ароматп-
гпдриро-
Температура, ГС
Давление, МПа
Объемная скорость подач и
сырья, >Г*
Кратность цпркул/пнш вс-
до р о дсо де р ж а те г о ила,
м3.'м3 сырья
Температурный перепад в
реакторах (в ход—вы ход),
ГС:
I реактор
.II »
III »
IV »
Соотношение катализатора
по реакторам
Катализатор
<а:роток»
360--400
2,7
5,0
80
Алюмоко-
бальтмо-
либденовый
480—500
2,0
160—200
4.5
50
27
22
Алюмопла-
типовый
(АП-56)
Алюмопла
тнновый
(АП-15)
I : 1 : 2 : 2
Экстракция ароматических углеводородов ДЭГом проводится
при следующих параметрах. Непосредственно экстракция: тем-
пература — 145—150 °C; давление — 0,9 МПа; массовое соот-
91
ношение ДЭГ/сырье — 8л-10 : 1, количество рпсайкла — 80—
100 % (об.) на сырье.
Регенерация растворителя (отпарка): давление — атмосфер-
ное; температура низа — 145 —150 °C; количество водяного па-
ра — 3 % (масс.) на насыщенный растворитель.
Основное оборудование. Реакторы. Реактор предвари-
тельной гидроочистки сырья —с аксиальным вводом сырья сверху
вниз. Корпус реактора выполнен из легированной стали. Диа-
метр реактора — 2600 мм.
Реакторы блока риформинга — с радиальным вводом сырья.
Корпус реакторов выполнен из легированной стали с футеровкой.
Диаметр реакторов — 2600 мм.
Сырьевые теплообменники — кожухотрубные
: внутренней трубой, противоточные.
Трубчатые печи — вертикально-секционного типа.
Компрессор ы циркуляционного газа —
поршневого тина с электроприводом, марки 5Г-300/15-30.
К о л о и и ы е аппараты — различного диаметра, с S-
образиыми тарелками пли насадкой из колец Рашига.
Экстракционная колонна — с перфорирован-
ными двухслойными тарелками с внутренними перетоками. Диа-
метр колонны — 2600 мм.
Колонна во д и о й промывки — с перфорирован-
ными тарелками. Диаметр колонны — 1000 мм.
Технико-экономические показатели. На 1 т перерабатываемого
сырья расходуется: пар — 1,04 т; охлаждающая вода — 55,08 м3;
электроэнергия— 280,1 МДж; топливо (газ) —98,4 м3; алюмо-
кобальтмолибдеиовый катализатор— 0,005—0,015 кг*; алюмо-
платиновый катализатор АП-56 —-0,0317—0,025 кг**; алюмо-
платиновый катализатор АН-15 — 0,017—0,0085 кг; ДЭГ (100%-
ный) — 0,5 кг.
Л-35-1 2/ЗООА
Установка предназначена для получения ароматических углево-
дородов (бензола и толуола) методом каталитического риформинга
с последующей экстракцией ДЭГом ароматических углеводородов
из катализата риформинга.
Сырьем служит смесь узких фракций 60—105 °C прямогонного
бензина и газового конденсата.
Характеристика перерабатываемого сырья (смесь 4 : 6 фрак-
ции 60—105 °C прямогонного бензина и газового конденсата):
Плотность т/м3 0,726
Фракционный состав (по ГОСТ), °C:
н. к. 76
10 % (об.) 80
* Зависит от содержания серы в сырье, уровня эксплуатации, кратности
ци ркуляцик.
** Зависит от качества сырья, уровня эксплуатации.
92
Фракционный состав, °C:
SO % (об.) 85
90 % (об.) 93
к. к. 106
Углеводородный состав, % (масс.):
нафтеновые 49,2
парафиновые 43,5
ароматические 7,3
Содержание серы, % (масс.) 0,01
Мощность установки по сырью составляет 300 тыс. т/год.
Основные показатели сырья, перерабатываемого на блоке
экстракции (стабильный катализат):
Плотность d,0, т/м3 0,763
Фракционный состав (по ГОСТ), С:
н. к. 63
10 Чо (об.) 76
50 % (об.) 87
90 % (об.) Н2
к. к. (об.) 131
Углеводородный состав, % (масс.):
нафтеновые и парафиновые 42,0
ароматические 56,7
в том числе
бензол 20,4
толуол 32,8
ксилолы 3,5
Октановое число (но .ММ) 80
Основными целевыми продуктами установки являются бензол
по ГОСТ 9572—77 и толуол по ГОСТ 14710—78.
Одновременно на установке вырабатываются: 1) водородсодер-
жащий газ — используется па установке днметилирования толу-
ола; 2) топливный газ — направляется в топливную сеть; 3) фрак-
ция н. к. —60 °C — используется как компонент автобензина;
4) нестабильная головка — направляется на установку газофрак-
ционирования, 5) рафинат — используется как компонент авто-
бензина; 6) ксилольная фракция — направляется на установку
получения ксилолов Л-35-13/300А; 7) >углеводородный газ —
направляется в топливную сеть.
Описание установки (рис. 19). На установке осуществляются
следующие процессы: 1) предварительная гидроочистка сырья от
серы ;2) каталитический риформинг; 3) стабилизация катализата;
4) экстракция ароматических углеводородов; 5) вторичная рек-
тификация ароматических углеводородов; 6) регенерация рас-
творителя.
Схема предварительной гидроочистки сырья и каталитического
риформинга выполнена так же, как и на установке Л-35-12/300.
Стабилизация катализата, в отличие от установки Л-35-12/300,
осуществляется в одной колонне.
Жидкий продукт (нестабильный катализат) из сепаратора
С-4 после предварительного подогрева в теплообменнике Т-5
до температуры 160 °C подается насосом в стабилизационную ко-
лонну К-2, где происходит стабилизация катализата.
93
Рис. 19. Технологическая схема установки jl'35-12/ЗО0А:
Р — реактор; Д' — колонна; П печь; Т теплообменник; Е — емкость; (' -- с с > 1 1 о иго р; Д' -• холодильник; Л'/< --- к шДгнсвТор• холо-
дильник; /7 — насос; ПК — - поршневой комРРессор;
1 — сырье: // — фракция н. к - - ЬО /// ’ нестабильная «головка-*; IV -- тоцлирНын г.-щ; Р 1и.Д')ридеодери<;ицрй г,:г. \ I - ксц.
лолы; V// — толуол. V//1 -- бензол; / х — РчфииПТ; Д' _ конденсат.
Верхний продукт колонны К-2 после конденсации и охлажде-
ния в конденсаторе-холодильнике ХК-2 поступает в емкость оро-
шения Е-1..
/Кпдкая фаза (нестабильная головка) из емкости Е-1 насосом
частично подается на орошение колонны К-2. а избыток откачи-
вается с установки. Углеводородный газ из емкости Е-1 выводится
с установки.
Нижний продукт колонны К~2 (стабильный катализат) после
охлаждения в теплообменнике Т-5 поступает в колонну подго-
товки сырья экстракции К-3 или, после охлаждения, в промпарк.
Тепловой баланс стабилизационной колонны К-2 по,удержива-
ется подачей теплоносителя — газопродуктовой смеси рифор-
минга и подогреватель Т-4.
В колонне подготовки сырья экстракции К-3 стабильный ката-
лизат, поступающий из колонны К-2, разделяется па фракции
н. к. — 60 45 и 60 °C — к. к. (сырье экстракции).
Верхний продукт колонны К-3 (фракция и. к.— 60 °C)
цосле конденсации и охлаждения в конденсаторе-холодиль-
нике ХК-3 поступает в емкость орошения Е-4, откуда насосами
частично подается на орошение, а избыток выдается с установки.
Нижний продукт колонны (фракция 60 'С к. к.) после пред-
варительного нагрева в теплообменнике Г-7 п в подогревателе Т-8
до температурь] 150 °C вводится в экстракционную колонну К-4.
Тепловой баланс колонны К-3 поддерживается подачей водя-
ного пара в подогреватель Т-6.
В экстракционной колонне К-4 при температуре 150 °C и дав-
лении 1,3 МПа происходит противоточная жидкофазная экстрак-
ция водным раствором ДЭГа ароматических углеводородов, на-
ходящихся в смеси с парафиновыми углеводородами. При этом
в результате многократного смешения сырья с ДЭГом ароматиче-
ские углеводороды поглощаются ДЭГом и выводятся с низа ко-
лонны, а рафинат — с верха колонны. Давление в верху колонны
К-4 поддерживается уровнем рафината в колонне. Выходящий
с верха колонны К-4 рафинат охлаждается последовательно
в теплообменнике Т-7 и холодильнике Х-12. Из холодильника
Х-Г2 рафинат с температурой 40 °C поступает в отстойник Е-5,
где отделяется от унесенного раствора ДЭГа.
Из отстойника Е-5 ДЭГ сбрасывается в циркулирующий рас-
творитель на прием насосов, а рафинат направляется в промыв-
ную колонну К-6 для отмывки ДЭГа, а затем после отстоя выво-
дится с установки в парк.
Насыщенный ароматическими углеводородами ДЭГ с низа
экстракционной колонны К-4 под давлением системы перетекает
через теплообменник Т-11 с температурой 130 °C в верхнюю часть
отпарной колонны К-5 — камеру испарения, где поддерживается
давление, равное давлению насыщенных паров извлеченных аро-
матических углеводородов.
Из камеры испарения колонны К-5 насыщенный ДЭГ через ре-
гулирующий клапан перепускается в колонну, где с помощью
95
острого водяного пара при температуре 150 °C и давлении 0,15 МПа
отпариваются поглощенные ДЭГом ароматические углеводороды.
Тепловой баланс колонны К-5 поддерживается подачей водя-
ного пара в подогреватель Т-10.
Отпаренные ароматические углеводороды в смеси с водяным
паром и унесенным ДЭГом выводятся из колонны двумя потоками.
Легкая часть (рпсайкл) в смеси с водяным паром выводится
с верха колонны £-5 с 42-й тарелки, объединяется с парами угле-
водородов, выходящими из камеры испарения, и после конденса-
ции и охлаждения в конденсаторе-холодильнике ХК-5 до 50 °C
поступает в водоотделитель £-7, где разделяется на два слоя —
углеводородный (рпсайкл) и водный.
Из водоотделителя £-7 рпсайкл после предварительного нагрева
в подогревателе Т-9 до 150 °C возвращается насосами в экстрак-
ционную колонну К-4.
Из средней части отпарной колонны К-5 выводится смесь па-
ров воды и ароматических углеводородов, которая после конден-
сации и охлаждения в конденсаторе-холодильнике ХК-4 до тем-
пературы 50 °C собирается в водоотделителе Е-6, где происходит
разделение па два слоя —углеводородный (экстракт) и водный.
Из водоотделителя Е-6 экстракт насосом направляется в ко-
лонну водной промывки К-6, где унесенный с экстрактом ДЭГ
отмывается конденсатом водяного пара.
Промытый водой экстракт после нагревания до 90 °C в подогре-
вателе Т-12 поступает в ректификационную колонну К-7.
Вторичная ректификация экстракта осуществляется последо-
вательно в трех колоннах — К-7, К-8, К-9.
В ректификационной колонне К-7 от экстракта отгоняются
низкокипящие компоненты (в основном гексан и вода, уносимая
экстрактом при его промывке в колонне К-6, в смеси с бензолом).
Верхний продукт колонны К-7 после конденсации и охлаждения
в конденсаторе-холодильнике ХК-6 поступает в емкость орошения
Е-9. Смесь гексана и бензола из емкости Е-9 насосами частично
подается на орошение колонны, а избыток возвращается вновь
на экстракцию в экстракционную колонну К-4. Вода из емкости
Е-9 периодически сбрасывается в сборник воды Е-8. Нижний
продукт колонны К-7 подается насосами в ректификационную
колонну К-8.
В ректификационной колонне К-8 из смеси ароматических угле-
водородов выделяется товарный продукт — бензол. Верхний про-
дукт колонны К-8 (бензол) после конденсации и охлаждения в кон-
денсаторе-холодильнике ХК-7 поступает в емкость орошения
Е-10. Из нее бензол насосами частично подается на орошения
колонны К-8, а избыток после охлаждения в холодильнике Х-14
направляется в расходные емкости. Нижний продукт колонны
К-8 (смесь толуола и ксилолов) насосами подается в ректификаци-
онную колонну К-9.
В колонне К-9 смесь ароматических углеводородов разделяется
на толуол и ксилолы. Верхний продукт колонны К-9 (толуол)
96
после конденсации и охлаждения в конденсаторе-холодильнике
ХК-8 поступает в емкость орошения Е-11. Из нее толуол частично
подается на орошение колонны К-9, а избыток после охлаждения
в холодильнике Х-15 до 40 °C поступает в расходные емкости то-
луола, откуда насосами периодически направляется в промпарк.
Нпжнин продукт колонны К.-9 (ксилольная фракция) забирается
насосами и после охлаждения в холодильнике Х-16 выводится
с установки.
Тепловые балансы ректификационных колонн Д'-7, К-8, К-9
поддерживаются подачей водяного пара в подогреватели Т-13,
Т-14, Т-15.
Вода из промывной колонны К-6 вместе с частью ДЭГа (около
1 %) после отпарной колонны поступает на регенерацию в колонну
К-Ю. Регенерация диэтиленгликоля проводится так же, как в ус-
тановке Л-35-12,300.
Характеристика рафината:
Плотность .-/j", т/м3 0,68
Углеводородный состав, % (масс.):
нафтеновые и парафиновые 96,4
ароматические 3,6
в том числе
бе 11 зол 0,2
толуол 2,0
ксилолы 1,4
Основные параметры ведения процесса представлены ниже.
Данные для гидроочистки и риформинга:
Гидро- очистка по схеме на «проток» Риформинг
аромата зацн я гидрнрова - и не
Температура С 360—400 480—525 180—200
Давление, МПа 2,7 2,0 1.9
Объемная скорость подачи сырья, ч"* 1 5,0 1,5 4,5
Кратность циркуляции водо- родсодержащсго газа, м3. м3 сырья Температурный перепад по реакторам (вход—выход), °C *: 80 (иа «про- ток») 1200
I реактор —. 75 —
11 » — 25 —
III » —. 15
IV » — 5 —
Соотношение катализатора но реакторам — 1 : 1 : 2,7 . 2,7 —
Катализатор Ал юм око- бал ьтмо- либденовый Алюмоплати- новый (АП-56) Алюмопла тиновый (АП-15, АП-10)
Экстракция ароматических углеводородов ДЭГом проводится
при следующих параметрах. Непосредственно экстракция: тем-
* При содержании нафтеновых в сырье 4 1 % (масс.) температурный перепад
но ступеням составит: I реактор — 46 °C; II реактор — 34 °C; HI реактор — 17 °C;
1 V реактор — 17 °C.
4 В. Л. Г ул лея и др.
97
пература — 145—150 °C; давление— 1,0 МПа; массовое соот-
ношение ДЭГ/сырье— 1 : Г, количество рисайкла 80% (об.)
на сырье. Регенерация растворителя (отпарка): давление — ат-
мосферное; температура низа — 145—150 °C; количество водяного
пара — 3% (масс.) на насыщенный растворитель.
Основное оборудование. Реакторы. Реактор предвари-
тельной гидроочистки — с аксиальным вводом сырья сверху вниз.
Корпус выполнен из легированной стали. Диаметр реактора —
2200 мм.
Реакторы риформинга — с аксиальным вводом сырья. Корпус
реакторов выполнен из легированной стали с футеровкой торкрет-
бетоном, имеется защитный стакан. Диаметр реакторов --- 3000 мм.
Реактор селективного гидрирования — с аксиальным вводом.
Диаметр реактора — 2600 мм.
Т е и л о о б м е и н и к п блока г и д р о о чистки
и риформинга — с центральной трубой, обеспечивающие
противоток.
Трубчатые печи. Печь для нагрева газосырьевой
смеси гидроочистки — вертикальная с беспламенными панель-
ными горелками ГБП-85.
Печь для нагрева газосырьсвон смеси риформинга — верти-
кально-секционного типа с газовыми горелками ГИП-9.
Компрессоры ц и р куля ци о и в ого в о д о -
р о д с о д е р ж а щ е г о газа— поршневого типа с элек-
троприводом, марки 5Г-300,15-30.
Колонные аппараты — различного диаметра с S-
образными тарелками.
Экстракционная колонна — с перфорирован-
ными двухслойными тарелками с внутренними перетоками. Диа-
метр колонны — 3400 мм.
Колонна водной промывки — с перфорирован-
ными тарелками. Диаметр колонны — 1200 мм.
Технико-экономические показатели. На 1 т перерабатываемого
сырья расходуется: пар — 1,54 т; охлаждающая вода —- 99,4 м3;
электроэнергия — 303 МДж; топливо (газ) — 98,65 м3; алюмо-
хобальтмолибденовый катализатор — 0,005—0,15 кг *; алюмо-
платиновый катализатор АП-56 — 0,0317—0,025 кг**; алюмо-
платиновый катализатор АП-15 — 0,017—0,0085 кг; активная
окись алюминия — 0,01 кг; ДЭГ (100%-ный) — 0,5.
Л-36-8/300Б И ЛГ-35-8/300Б
Установки предназначены для получения ароматических угле-
водородов (бензола и толуола) методом каталитического рифор-
минга с экстракцией ароматических углеводородов ДЭГом из
катализата риформинга.
* Зависит от содержания серы в сырье, уровня эксплуатации, кратности
циркуляции.
** Зависит от качества сырья, уровня эксплуатации.
98
Сырьем служат прямогонные фракции 62—105 °C и 62-85 °C
или их смесь.
Основные показатели перерабатываемого сырья:
Фракция 62—105 °C Фракция 62 — 85 °C
Плотность т/м3 0,703 0,687
Содержание в сырье фракции (ио НТК), % (масс.):
до 62 ' С 6,0 8,0
62—85 'С 38,0 85,0
выше 85 СС. 56,0 7,0
Фракционный состав (по ГОСТ), СС:
11. к. 74 68
10% (об.) 78 69
50 % (об.) 84 70
90 % (об.) 95 77
к. к. 105 101
Углеводородный состав, % (масс.):
непредельные 0.3 —
ароматическис 4,8 5,1
нафтеновые 27,1 24,6
парафиновые 67.8 70,3
Содержание серы, % (.масс.) 0,02 0,02
Содержание серы в гидро:снизьте после гидроочистки, % (масс.) 0.0002 0.0002
Содержание влаги в гидрогенпзате перед 0,002 0,002
риформингом, % (масс.)
Октановое число (по ММ) 35,2 53,0
Основными целевыми продуктами установки являются бензол
по ГОСТ 9572—77 и толуол по ГОСТ 14710—78.
Одновременно на установке вырабатываются: 1) стабильная
головка — направляется на установки газофракциоиирования;
2) водородсодержащнй газ — направляется па установки гидро-
очистки; 3) сухой газ — направляется в топливную сеть завода;
4) рафинат (деароматизированный бензин) — используется как
компонент автобензина; 5) кснлольпая фракция — направля-
ется на установки получения ксилолов пли используется как ком-
понент автобензина.
Мощность установки составляет 300 тыс. т.'год по сырью. При
интенсификации установки мощность может быть увеличена
на 25%.
Основные показатели сырья экстракции (бензина каталитиче-
ского риформинга):
Фракция 62—105 °C Фракция 62-85 СС
Плотность т'м3 0,731 0,710
Фракционный состав (по ГОСТ), 'С:
и. к. 60 53
10 % (об.) 67 60
50 % (об.) 80 65
90 % (об.) 111 72
к. к. 150 105
4*
99
Углеводородный состив. % (масс.):
в [Б .матп ческие углеводороды 37.4 28,5
в том числе
бензол 13,3 25,2
ТОЛУОЛ 19,0 1,3
ксилолы и этилбензол 5,1 2,0
Окта понос число (по М.Ч) 74,0 70.0
Описание установки (рис. 20). Блок предваритель-
ной гидроочистки л каталитического р и-
форм и н га. Сырье (фракция 62—105 СС и 62 -85 СС) насосами
подается в узел смешения с избыточным водородсодержащим га-
зом риформинга.
Газосырьевая смесь после нагрева в сырьевых тенлообменкп-
ках Т-1/1, 2, 3 газопродуктовой смесью гидроочистки п затем
а печи 11-1 до температуры реакции 380—420 'С направляется
в реактор Р-1.
В реакторе Р-I па алюмокобальтмолибденовом катализаторе
в присутствии водорода протекают реакции гидроочистки сырья,
а также частичный гидрокрекинг с образованием углеводородных
газов.
Из реакторов Р-1 газопродуктовая смесь направляется в ки-
пятильник Т-3 отпарной колонны, а затем после охлаждения по-
следовательно в сырьевых теплообменниках Т-111, 2, 3, воздуш-
ном ВХ-1 н водяном Х-1 холодильниках до температуры 46 С
направляется в сепаратор высокого давления С-1, где происходит
разделение ес на гпдрогенизат п водородсодержащий газ.
Из сепаратора высокого давления С-1 нестабильный гндроге-
низат поступает в сеиератор низкого давления С-2, где происходит
дополнительное выделение газообразных компонентов из гидро-
генизата перед отпарной колонной К-1. Из сепаратора низкого
давления углеводородный газ сбрасывается в лишю су.хого газа.
Нестабильный гпдрогенизат после нагрева в теплообменнике
Т-2 поступает в отпарную колонну К-1. В колонне К-1 при дав-
лении 1,4 МПа и температуре 100 С (верх) происходит отпарка
углеводородных газов, водяных паров и сероводорода.
Отпаренные продукты с верхней части колонны направляются
последовательно в воздушный ВХК-1 и водяной ХК-1 конден-
саторы-холодильники и далее поступают на сепарацию в емкость
Е-1. Сепарированный газ из емкости направляется в абсорбер К-7,
где происходит очистка газа от сероводорода 15% водным раство-
ром МЭА, который подается в верхнюю часть абсорбера. Насы-
щенный сероводородом МЭА направляется па регенерацию. Серо-
водородная вода сбрасывается в линию насыщенного сероводоро-
дом моноэтанолами на.
Стабильный гпдрогенизат из отпарной колонны К-2 после
охлаждения в теплообменнике Т-2 нестабильным гидрогепизатом
до температуры 110 °C направляется в систему каталитического
риформинга на смешение с циркуляционным водородсодержащим
газом.
100
V
Рис, 20. Технологическая схема установки Л-35-8/300Б (ЛГ-35-8/ЗООБ):
Р — реактор; К — колонна; /7 — печь: Т — теплообменник; Н — насос; Е — емкость; С — сепаратор; ХК — конденсатор-холодильник;
X — холодильник; ВХК — конденсатор-холодильник воздушного охлаждения; ВХ — холодильник воздушного охлаждения; ПК — пор-
шневой компрессор: ЦК ~ Центробежный компрессор;
/ — сырье; II — стабильная головка; III — стабильный катализат; /V — сухой газ; V — избыточный водородсодержащнй газ; VI —
МЭА; VII — вода; VIII — ксилолы; IX — толуол; X — бензол; XI ~ рафинат.
Смесь гидрогенизата и циркуляционного водородсодержащего
газа (газосырьевая смесь риформинга) направляется в теплообмен-
ники Т-4 1,2 и Т-5.1,2, где нагревается за счет теп.юты газопро-
дуктовой смеси риформинга, и поступает в печь /7-2, состоящую
из четырех отдельных радиантных камер и камеры конвекции,
для окончательного нагрева до температуры реакции 490—530СС
(начало и конец цикла реакции).
Газосырьевая смесь последовательно проходит камеру конвек-
ции, первую и вторую радиантные камеры, реактор первой сту-
пени Р-2, третью радиантную камеру, реактор второй степени Р-3,
четвертую радиантную камеру и реактор третьей ступени Р-4.
В реакторах Р-2, Р-3, Р-4 па алюмоплатиновом катализаторе
в присутствии водорода протекают реакции дегидрирования нафте-
новых п дегидроциклизации парафиновых углеводородов с обра-
овапнем соответствующих ароматических углеводородов.
Газопродуктовая смесь после реактора третьей ступени Р-4
направляется в теплообменник Т-5! 1,2, а затем двумя параллель-
ными потоками в термоепфонпые кипятильники Т-7 десорбера К~3
и Т-8 стабилизационной колонны К~4 для подвода необходимого
количества теплоты.
Из кипятильников Т-7 и Т-8 газопродуктовая смесь поступает
в реактор селективного гидрирования Р-6 для гидрирования
непредельных углеводородов, затем газопродуктовый поток на-
правляется в трубное пространство теплообменников Т-4Н,2,
а потом последовательно в воздушный ВХ-2!1,2 и водяной Х-2И ,2
холодильники и далее в сепаратор С-3. В сепараторе С-3 при
температуре 40 С и давлении 1,5 МПа происходит разделение
газопродуктовой смеси на водородсодержащий газ и нестабиль-
ный катализат.
Активация катализатора в период реакции осуществляется
подачей хлорорганичсского соединения (дихлорэтан или четырех-
хлористый углерод) в сырье, а также в реакторы Р-3 и Р-4. При
потере активности катализатора проводится его регенерация (см.
гл. 5).
Для поддержания необходимой влажности циркуляционного
тза в сырье риформинга предусмотрена подача воды.
Выделенный водородсодержащий газ из сеператора С-3 по-
ступает в адсорберы К-5 или К-6 на осушку от влаги цеолитами.
Осушенный водородсодержащий газ после осушителей К-5, К-6
направляется на прием циркуляционного компрессора, а далее
на смешение с сырьем.
Избыток водородсодержащего газа, образующегося в резуль-
тате риформирования, сбрасывается в блок предварительной
гидроочистки.
Нестабильный катализат из сепаратора риформинга С-3 на-
сосами подается в абсорбер К-2 в качестве абсорбента. В абсорбере
К-2 происходит абсорбция тяжелых углеводородов из газов от-
парки предварительной гидроочистки, а также из парожидкост-
ной смеси из десорбера К-3- Для нижней части абсорбера К-2
102
абсорбентом является житкая фата (нестабильный катализат),
для верхней части — стабильный катализат. Из верхней части
абсорбера К-2 выводится сухой газ, состоящий из водорода, ме-
тана, этана, примесей пропана и бутанов.
В десорбере К~3 насыщенный катализат подвергается деэтани-
зации путем отпарки газообразных компонентов. Теплота, необ-
ходимая для отпарки, подводится через термосифопный горизон-
тальный кипятильник Т-7, обогреваемый газопродуктовой смесью
риформинга.
Десорбированные газы (водород, метан, этан, а также неболь-
шое количество пропана и бутанов) с верхней части десорбера К-3
направляются в воздушный ВХК-1 и водяной XК-2 конденса-
торы-холодильники и далее в абсорбер К-2.
Нижний продукт десорбера К-3 (насыщенный деэтанизирован-
ный катализат) после охлаждения в холодильнике Х-7 направ-
ляется насосами в стабилизационную колонн)' К-4. Верхний про-
дукт стабилизационной колонны К-4 поступает в конденсатор-
холодильник ХК-3, а затем в емкость орошения Е-2. В стабили-
зационной колонне при давлении 0,95 ЛШа происходит выделение
пропана, бутанов, частично пентанов из катализата
Из емкости орошения Е-2 жидкая головка подается на ороше-
ние, а балансовый избыток выводится с установки.
Необходимое количество теплоты в стабилизационную колонну
К-4 подводится с помощью горизонтального термошДюнного ки-
пятильника Т-8, обогреваемого газопродуктовой смесью рифор-
минга .
Стабильный катализат из нижней части стабилизационной
колонны после последовательного охлаждения в теплообменнике
Т-6 и холодильнике направляется на блок экстракции аромати-
ческих улеводородов.
Блок экстракции ароматических угле-
водородов. Сырье (стабильный катализат с блока рифор-
минга) после нагревания последовательно в теплообменнике Т-101
теплотой обратного потока рафината и- в подогревателе Т-108
водяным паром до температуры 150 'С направляется в экстрак-
ционную колонну К-101. В верхнюю часть экстракционной ко-
лонны К-101 подается 93% водный раствор ДЭГа с температурой
150 СС.
В колонне К-101 при температуре 150 °C и давлении 1,1 МПа
происходит селективная противоточная экстракция ароматиче-
ских углеводородов, находящихся в смеси с парафиновыми угле-
водородами; процесс протекает в жидкой фазе. При этом в резуль-
тате многократного смешения сырья с ДЭГом ароматические угле-
водороды поглощаются ДЭГом и выводятся из нижней части
колонны К-101, а деароматизированный бензин (рафинат) выходит
из верхней части колонны К-101.
Рафинат после охлаждения в теплообменнике Т-101 н холо-
дильнике X-I01 поступает в отстойник Е-107 для отделения уне-
сенного ДЭГа и далее направляется в нижнюю часть промывной
03
колонны К-106 для отмывки водой от ДЭГа. После отстоя от
унесенной воды рафинат выводится с установки.
Для получения экстракта требуемого качества в нижнюю часть
экстракционной колонны К-101 подастся рисайкл, который спо-
собствует вытеснению из насыщенного растворителя неаромати-
ческих углеводородов, трудно отделимых от ароматических угле-
водородов.
Насыщенный ароматическими углеводородами ДЭГ с низа
экстракционной колонны К-101 под давлением через теплообмен-
ник Т-110 с температурой 130 СС перетекает в камеру однократ-
ного испарения отпарной колонны К-Ю2. В камере однократного
испарения поддерживается постоянное давление, равное давлению
насыщенных паров извлеченных ароматических углеводородов.
Из камеры однократного испарения колонны К-Ю2 насыщен-
ный ароматическими углеводородами ДЭГ через регулирующий
клапан перетекает в колонну К-102, где из насыщенного ДЭГа
при помощи острого пара отпариваются поглощенные раствори-
телем ароматические углеводороды при давлении 0,15 МПа и
температуре 150 °C. Отпаренные ароматические углеводороды
в смеси с водяным паром и унесенным ДЭГом выводятся из ко-
лонны К-102 двумя потоками.
Легкая часть (рпсайкл) в смеси с водяными парами выводится
с верха колонны К-102, объединяется с парами из камеры одно-
кратного испарения и после конденсации и охлаждения в конден-
саторе-холодильнике ВХК-102 до 50 С поступает в водоотдели-
тель, где разделяется на два слоя — углеводородный (рпсайкл)
и водяной.
Рисайкл из водоотделителя Е-102 насосами после нагревания
в подогревателе Т-109 до 150'С подается в низ экстракцион-
ной колонны К-101.
Другая часть (экстракт в смеси с водяными парами) выводится
с 23-й тарелки отпарной колонны К-Ю2 и после конденсации и
охлаждения в воздушном конденсаторе-холодильнике ВХК-Ю1
и водяном холодильнике Х-105 до 40 СС поступает в водоотдели-
тель Е-101, где разделяется на два слоя — углеводородный (эк-
стракт) и водный.
Часть ДЭГа насосами непрерывно подается на регенерацию
в атмосферно-вакуумную колонну К-105.
ДЭГ в процессе жидкостной экстракции частично окисляется
с образованием органических кислот, которые могут корродиро-
вать аппаратуру. Защита от коррозии предусмотрена за счет
подачи 75% раствора МЭА для поддержания в ДЭГе pH 8,5.
Экстракт, отстоявшийся от воды в емкости Е-101, насосами
перекачивается в низ верхней части промывной колонны К-Ю6
для отмывки от унесенного ДЭГа.
Промывка экстракта г. рафината в промывной колонне К-106
осуществляется конденсатом водяного пара, который после охлаж-
дения в теплообменнике Т-111 раствором ДЭГа и в холодиль-
нике Х-102 до температуры 40 °C поступает в сборник конден-
104
сата E-l14, откуда насосами подается в верхнюю и нижнюю части
колонны водной промывки К-106.
Промывная вода из верхней и нижней частей колонны водной
промывки К-106 вместе с частью ДЭГа пз отварной колонны К-102
после нагрева в теплообменнике Т-111 подается в колонну реге-
нерации диэтиленгликоля К-Ю5. Колонна К-105 состоит из двух
частей — атмосферной и вакуумной. В верхней части (атмосфер-
ной) отгоняется большая часть воды, в нижней (вакуумной) 93%
раствор ДЭГа очищается от высококипящих примесей.
Отгоняемые пары воды конденсируются и охлаждаются в кон-
денсаторе-холодильнике ВХК-105 до температуры 50 °C. Кон-
денсат собирается в емкость орошения Е-105, откуда часть его
насосами подается на орошение колонны, а избыток сбрасывается
в канализацию.
Тепловой баланс колонны К-105 поддерживается подачей
пара в кипятильники колонны Т-105, Т-106.
Раствор ДЭГа с низа атмосферной части колонны через подо-
греватель Т-107 поступает в вакуумную часть колонны. В вакуум-
ной части поддерживается остаточное давление 20 мм рт. ст. трех-
ступенчатым эжектором А-1.
По мерс накопления в низу колонны высококипящих примесей
предусмотрен периодический сброс их через холодильник в отвал.
Регенерированный раствор ДЭГа поступает в конденсатор-
холодильник ХК-Ю5, откуда после конденсации и охлаждения
до 40 С направляется в вакуум-сборник Е-121, а затем насосами
возвращается в систему циркуляции ДЭГа на прием насосов.
Экстракт из верхней части промывной колонны К-Ю6 посту-
пает в буферную емкость, являющуюся одновременно и отстой-
ником.
Вторичная ректификация экстракта осуществляется последо-
вательно в трех колоннах — К-Ю7, 103, 104.
Из буферной емкости экстракт насосами после нагревания
в теплообменнике Т-112 подается в ректификационную колонну
К-107.
В ректификационной колонне К-107 отгоняется смесь низко-
кипящнх неароматических углеводородов и равновесное количе-
ство бензола. С верха колонны пары после конденсации и охлаж-
дения в конденсаторе-холодильнике ВХК-106 поступают в емкость
орошения Е-111, откуда частично подаются на орошение, а избы-
ток направляется в сырье экстракции на прием насосов. Нижний
продукт ректификационной колонны подается в ректификацион-
ную (бензольную) колонну К-ЮЗ.
С верха бензольной колонны К-ЮЗ пары бензола после конден-
сации п охлаждения в конденсаторе-холодильнике ВХК-ЮЗ до
65 С поступают в емкость орошения Е-103, откуда насосами бен-
зол частично подается на орошение, а избыток после охлаждения
в холодильнике Х-103 выводится с установки. Нижний продукт
колонны (смесь толуола и ксилолов) направляется в толуольную
колонну К-104.
105
В колонне К-104 смесь ароматических углеводородов разде-
ляется на толуол и ксилольную фракцию. Верхний продукт
(толуол) после конденсации и охлаждения в конденсаторе-холо-
дильнике ВХК-Ю4 поступает в емкость орошения Е-104. Из
нее толуол частично подается на орошение, а избыток его после
охлаждения в холодильнике Х-104 направляется в парк. Нижний
продукт (кснлольная фракция) после охлаждения в холодиль-
нике Х-106 выдается в парк.
Основные параметры ведения процесса представлены ниже.
Данные для гидроочистки и риформинга:
Гидро- Рпфорх I1IH Г
очистка по схеме ароматнза - гидриро-
на «проток* цн я ван не
Температура, С 380—400 480—530 160-250
Давление, МПа 4,0 2,0 1.8—1,9
Объемная скорость подачи 5,0 1,5 5,0
сырья, ч“‘ Кратность циркуляции водород- Балансовое 1600 —
содерж.чщего газа, мТ.м3 сырья количество водородсо- держащего
газа
Температурный перепад по реак- торам, ‘С:
I реактор — 50 —
11» .— 25 —
Ill — 10 —
Соотношение катализатора по — 1:2:4 -—
реакторам Катализатор Алюмоко- Алюмопла- Алюмопла
бальтмо- Т1П1ОВЫН. тиновыи
либденовый с содержа- (АП-15,
нием Pt АП-10)
~ 0,7 % (масс.)
Количество добавляемого хлорсо- держащего соединения к сырью — г-0,0005 —
(в пересчете на хлор), % (масс.) Содержание влаги в водородсо- — 20 —
держащем газе после осушки, мг/.м3
Экстракция ароматических углеводородов ДЭГом проводится
при следующих параметрах:
Фракция Фракция
62— 105 °С 62 — 85 °C
Температура, °C 150 150
Давление, МПа 1,0 1,0
Массовое соотношение ДЭГ,сырье 11:1 8:1
Количество рпсайкла, % (об.) на сырье 70 40
Данные для регенерации (отпарки) растворителя: темпера-
тура — 150 :С; давление — 0,05 МПа; количество водяного пара—
3,5 и 3% (масс.) на насыщенный растворитель *.
’Первая цифра—для фракции 62—105 °C, вторая — для фракции 62—
85 °C.
106
Характеристика продуктов:
Фракция G2— 105 СС Фракция 62 — 86 СС
Состав ржащего газа, % (масс.): водород 19.8 17,9
метан 15.3 24,2
этап 27.2 28.3
пропан 19,2 18,4
пзобутан 7,6 5,6
н-бутан 7.6 5,6
пентаны 3,3 —
Плотность рафината т/м3 0,67 0,657
Показатель преломления рафината rjo 1,384 1,376
Групповой состав рафината, % (масс.) нафтеновые 97,1 98,1
парафиновые аром атпческне 2,9 1,9
в гем Ч1кле: бензол 0.3 0,4
1( )ЛУОЛ 1.5 0,1
КСИЛОЛЫ 1.1 1,4
Октановое число рафппача (по ММ) та 64
Основное оборудование. Реакторы. Реактор предвари-
тельной гидроочистки —с аксиальным вводом сырья. Корпус
реактора изнутри футерован, реактор не имеет защитного стакана.
Внутренний диаметр реактора 2200 мм. Материал, из которого
изготовлен аппарат, — сталь 15ХМ, внутреннее устройство —
из стали 0X13.
Реакторы риформинга —с радиальным вводом. Корпус реак-
торов изнутри футерован торкрет-покрытием. Реакторы имеют
защитные стаканы. Внутренний диаметр реакторов — 2200; 2600;
3000 и 2200 мм. Материал, из которого изготовлены реакторы, —
сталь 15ХМ, внутренние устройства — из стали Х18Н10Т.
Сырьевые теплообменники — кожухотрубные.
Диаметр корпуса — 600 мм.
Продуктовые теплообменники — одноходо-
вые по трубному пространству, с гибким компенсатором на пла-
вающей головке. Диаметр корпуса — 800 мм.
Теплообменники блока экстракции —
кожухотрубные с плавающей головкой.
Коло п н ы е аппарат ы — различного диаметра, с одно-
и двухпоточными клапанными тарелками.
Экстракционная колонна — с перфорирован-
ными двухслойными тарелками с внутренними перетоками.
Водяные холодильники — кожухотрубные, с пла-
вающей головкой.
Холодильники и конденсаторы-холо-
д и л ь н и к и — воздушного охлаждения (типа АВГ — с ореб-
рением 9; типа АВЗ — с оребрением 14,6).
107
Циркуляционные поршневые компрес-
соры— .марки 4М16-56/15-30 *.
Дожимные компрессоры — марки 4М10-200/15-50
Насосы — центробежные.
Технико-экономические показатели. На 1 т перерабатываемого
сырья расходуется **: пар — 1,42 т; охлаждающая вода —
23,5 м3; электроэнергия — 492,0 МДж; мазут 50,5 кг; топлив-
ный газ — 39,2 м3; алюмокобальтмолнбденовый катализатор —
0,005—0,015 кг; алю.моплатиновый катализатор АП-64 — 0,0317—
0,0228 кг; алюмоплатиновый катализаторы АП-15 и АП-10 —
0,017—0,0087 кг; А\ЭА — 0,0015 кг; ДЭГ — 0,5 кг; цеолит NaX —
0,056 кг;
/1-35-13/ЗООА
Установка предназначена для получения ароматических угле-
водородов (толуола и ксилолов) методом каталитического рифор-
минга с предварительной гидроочисткой сырья и последующей
экстракцией ароматических углеводородов диэтиленгликолем из
стабильного катализата риформинга.
В качестве расчетного сырья установки принята фракция
105—140 °C смеси 3 : 7 прямогонного бензина и газоконденсата.
На установке предусмотрена возможность переработки двух
видов сырья: 1) смесь бензина с природным ароматизированным
газоконденсатом, содержащим 30 % ароматики; 2) смесь бензина
с предварительно деароматизированным газоконденсатом.
Основные показатели сырья: Аромати- зированное сырье Деаромати» зированное сырье
Плотность ФА т'мз 0,773 0,750
Фракционный состав (по ГОСТ), °C:
н. к. 116,5 114
10% (об.) 118,2 116
50% (об.) 123,6 121
90 % (об.) 133,6 129
К. к. 143,0 142
Углеводородный состав, % (масс.):
непредельные 0,1 —
нафтеновые 29,0 45,0
парафиновые 38,8 48,0
ароматические 32,1 7,0
в том числе
бензол 0,3 —
тол уол 9,4 —
этилбензол и ксилолы 21,4 —
ароматические С9 Содержание серы, % (масс.) 1,0 0,01 0,01
Октановое число (по ММ) 63,5 55
* В проекте установки ЛГ-35-8/300Б циркуляцией ;ныи компрессор —
центробежный.
** При интенсификации на 30% энергозатраты на переработку 1 т сырья
уменьшаются приблизительно на 15% по пару, воде и электроэнергии и около
5% по расходу топлива.
108
Основные исказите.ж стабильного
экстракции):
катализата (сырье блока
Аромат»! зн - Деароматн•
роппнное зп ровнипое
сырье сырье
Плотность dp, т/м3 Фракционный состав (но ГОСТ), 'С: 0,797 0.7^0
н. к. 46 60
10 % (об.) 101 91
50 % (об.) 126 120
90 % (об.) 14 4 145
к. к. 171 175
Углеводородный состав, % (масс.):
нафтеновые 4,7 9.8
парафиновые 27,7 35 8
ароматические 67,6 54,4
в том числе
бензол 0,3 0,5
толуол 17,3 20,5
этилбензол и ксилолы 40,0 23,2
ароматические С9 и выше 10,0 10,2
Октановое число (но ММ) 87,0 80,2
Мощность установки но сырью составляет 300 тыс. т/год.
Основными целевыми продуктами установки являются толуол
по ГОСТ 14710—78 и ксилол ио ГОСТ 9410—78.
Дополнительные продукты: 1) рафинат (деароматизированный
бензин) — используется как компонент автобензина; 2) водород-
содержащий газ — используется на установке диметилирования
толуола; 3) углеводородный газ и газ стабилизации — направ-
ляются в топливную сеть; 4) нестабильная головка — направ-
ляется на установку газофракционирования; 5) бензольная фрак-
ция — направляется па установку получения бензола Л-35-12/30ОА
6) высшие ароматические углеводороды — используются как
компонент автобензина.
Описание установки (рис. 21). На установке осуществляются
следующие процессы: 1) предварительная гидроочистка сырья от
серы; 2) каталитический риформинг; 3) стабилизация катализата;
4) экстракция ароматических углеводородов; 5) вторичная рек-
тификация ароматических углеводородов; 6) регенерация раство-
рителя.
Сырье (фракция 105—140 °C) через сырьевую емкость £-/
насосом подается на смешение с избыточным водородсодержащим
газом риформинга.
Газосырьевая смесь после нагрева в теплообменниках Т-1П,2,
3 газопродуктовой смесью гидроочистки поступает в печь гидро-
очистки П-1 для нагрева до температуры реакции 360—400 °C
и направляется в реактор гидроочистки Р-1.
После теплообмена с газосырьевой смесью в Т-1П, 2, 3 газо-
продуктовая смесь гидроочистки охлаждается в воздушном хо-
лодильнике ВХ-1 до 60 °C и окончательно захолаживается в водя-
ном холодильнике Х-1 до температуры 40 °C, при которой в сепа-
109
--------------------------------------:--------------------•►л//
Рис. 21. Технологическая схема установки Л-35-13/300А:
Р — реактор: К — колонна; И — печь; Т — теплообменник; Е емкость: С — сепаратор: ХК — конденсатор-холодильник; В X К — кон-
денсатор-холодильник воздушного охлаждения; X — холодильник; ii X — холодильник воздушного охлаждения; // •— насос; ПК - порш-
невой компрессор;
/ —• сырье; /2 — газ стабилизации; /// — углеводородный газ: IV- водородсиДерЖ'ТГций газ; V — углеводородный газ; V7 -- вода; VI / --
стабильная головка; VIII -- толуол; IX — ксилолы; — бензольная фрикция; XI — biJChihC ароматические углеводороды; XII — рафин.тг;
XIII — конденсат водяного пара; XI V — к эжектору. XV — в канализацию.
раторе С-1 происходит разделение на нестабильный гидрогенпзат
и водородсодержащнй газ. Водородсодержащнй газ выдается
с установки в общезаводскую систему. Нестабильный гидрогенпзат
из сепаратора С-1 после нагревания в теплообменнике Т-3 посту-
пает в отпарную колонну К-1-
В отпарной колонне К-1 из гндрогеннзата выделяются угле-
водородные газы п бензин для получения стабильного гидроге-
низата для риформинга. Тепловой режим колонны обеспечивается
термоепфопным кипятильником Т-2, обогреваемым газопродукто-
вой смесью гидроочистки.
С верха колонны К~1 отбирается углеводородный газ и легкий
бензин, которые после охлаждения в воздушном ВХК-1 и водяном
ХК-1 конденсаторах-холодильниках до 40 °C поступают в сепа-
ратор С-2, где происходит разделение углеводородного газа,
бензина и водного конденсата.
Стабильный гидрогенпзат после охлаждения в теплообменнике
Т-3 нестабильным, гндрогсипзатом подается насосами в систему-
риформинга на смешение с циркуляционным водородсодержащим
газом от компрессоров.
Газосырьевая смесь, нагретая в теплообменниках Т-411,2,
Т-4,3,4 газоиродуктовой смесью До 340 ‘С, поступает в первую
ступень печи риформинга П-2 для 'окончател ьного нагрева до
температуры реакции 480—530 °C. Из печи газопродуктовая смесь
поступает в реактор Р-2, затем в реакторы Р-3, Р-4, Р-5 с проме-
жуточным подогревом во второй, третьей и четвертой секциях
печи П-2 до температуры реакции 480—530 °C.
На установке перерабатывается сырье с высоким содержанием
нафтеновых соединений, поэтому для более полного их превра-
щения в ароматические углеводороды имеется четыре ступени
риформирования.
Газопродуктовая смесь из реактора последней ступени Р-5
после охлаждения в теплообменниках Т-43, 4 и термосифонном
кипятильнике Т-5 блока стабилизации направляется в реактор
селективного гидрирования Р-6 для гидрирования непредельных
углеводородов, содержание которых недопустимо в сырье блока
экстракции.
После реактора гидрирования Р-6 газопродуктовая смесь
охлаждается в теплообменниках Т-4 1,2 и последовательно в воз-
душном ВХ-2 и водяном Х-2 холодильниках до 40 °C и далее по-
ступает в сепаратор С-3, где выделяется водородсодержащнй газ.
Активация катализатора в период реакции осуществляется по-
дачей дихлорэтана в сырье.
Водородсодержащий газ из сепаратора С-3 поступает на прием
компрессоров ПК-1^4. С нагнетания компрессоров он направ-
ляется в систему риформинга в качестве циркулирующего газа,
а избыточное его количество подается на гидроочистку.
Жидкая часть из сепаратора С-3 направляется в сепаратор
низкого давления С-4, где разделяется на углеводородный газ и
жидкость — нестабильный катализат.
И1
Нестабильный катализат после нагревания в теплообменнике
Т-713 направляется в стабилизационную колонну К-5. В стабили-
зационной колонне при давлении 1,0 МПа и температуре 195—
200 °C происходит стабилизация катализата. Верхний продукт
стабилизационной колонны К-5 после конденсации и охлаждения
в конденсаторе-холодильнике ХК-3 до 40 °C направляется в ем-
кость орошения Е-2.
В емкости Е-2 верхний продукт стабилизационной колонны
разделяется на газ стабилизации и нестабильную головку.
Неконденсирующиеся газы (газ стабилизации) направляются
в заводскую сеть; нестабильная головка, включая пропан и бутаны,
возвращается в качестве орошения, а балансовое количество вы-
водится с установки.
Необходимое для стабилизации количество теплоты подво-
зится в горизонтальный термосифонный кипятильник Т-6, обо-
греваемый газопродуктовой смесью риформинга.
Стабильный дебутанизированный катализат с низа стабили-
зационной колонны К-5 после охлаждения в теплообменнике Т-7
направляется на экстракцию.
„Часть стабильного катализата периодически направляется
в емкости для приготовления раствора хлорорганики.
В экстракционной колонне К-6 при давлении 0,9 МПа и тем-
пературе 160 °C осуществляется избирательная противоточная
жидкофазная экстракция ароматических углеводородов из смеси
их с парафиновыми углеводородами водным раствором диэтилен-
гликоля или водным раствором триэтиленгликоля. При этом в ре-
зультате многократного смешения сырья с ДЭГом ароматические
углеводороды поглощаются им и выводятся с низа колонны;
рафинат выводится сверху.
Давление вверху экстракционной колонны К-6 поддерживается
уровнем рафината. В нижнюю часть колонны К-6 подается ри-
сайкл, предварительно нагретый в теплообменнике Т-9 и по-
догревателе Т-10 до 160 °C.
В результате обмена углеводородов рисаикла с углеводоро-
дами, растворенными в ДЭГе в нижней части экстракционной
юлонны К-6, происходит перераспределение состава в сторону
увеличения концентрации низкокипящих углеводородов в неаро-
матической части экстракта, что приводит к более легкому полу-
чению 100 %-го ароматического экстракта в отпарной колонне.
Рафинат с верха колонны К-6 после охлаждения в теплообмен-
нике Т-9 и холодильнике Х-7 до 40°C и отстоя от унесенного ДЭГа
в Е-6 направляется в промывную колонну К-8.
В промывной колонне К-8 рафинат промывается от ДЭГа и
после отстоя в отстойнике направляется в парк.
Насыщенный ароматикой ДЭГ с низа экстракционной колонны
К-6 после предварительного охлаждения до 130 °C в теплообмен-
нике Т-11 поступает в верхнюю часть отпарной колонны —ка-
меру испарения, где поддерживается давление, равное давлению
насыщенных паров извлеченных ароматических углеводородов.
112
Из камеры испарения отпарной колонны К-7 насыщенный
ДЭГ через регулирующий клапан перепускается в колонну, где
с помощью острого водяного пара отпариваются поглощенные
ДЭГом ароматические углеводороды.
Тепловой баланс колонны К-7 поддерживается подачей водя-
ного пара в вертикальный термосифонный кипятильник Т-12.
Отпаренные ароматические углеводороды в смеси с водяным
паром и унесенным ДЭГом выводятся из колонны К-7 двумя
потоками.
Легкая часть (рисайкл в смеси с водяным паром) выводится
с верха колонны К-7, объединяется с парами углеводородов, вы-
ходящими из камеры испарения, и после охлаждения в конден-
саторе-холодильнике ВХК-4 до 50 °C поступает в водоотделитель
Е-4, где происходит разделение на два слоя — углеводородный
(рисайкл) и водный. Рисайкл возвращается в экстракционную
колонну К-6.
Из средней части колонны выводится смесь паров воды и аро-
матических углеводородов» которая после конденсации и охлаж-
дения в конденсаторе-холодильнике ВХК-3 и Х-5 до 40 °C посту-
пает в водоотделитель Е-3, где разделяется па два сдоя — угле-
водородный (экстракт) и водный. Экстракт направляется в ко-
лонну водной промывки К-8, где происходит его промывка от
унесенного ДЭГа. После промывки экстракт поступает в буферную
емкость, откуда подается в ректификационную колонну К-9.
Раздельный вывод рисайкла и экстракта из отпарной колонны
К-7 позволяет максимально отогнать с рисайклом увлеченные на-
сыщенным растворителем парафиновые углеводороды.
Освобожденный от ароматических углеводородов раствор ДЭГа
направляется из нижней части отпарной клонны К-7 в экстрак-
ционную колонну К-6. Часть раствора ДЭГа непрерывно подается
на регенерацию.
Вода пз водоотделителей Е-3, Е-4 поступает в сборник цирку-
лирующей воды Е-5, откуда после нагрева в теплообменнике Т-11
до температуры 120 °C подается в отпарную колонну в виде
острого водяного пара для отпарки ароматических углеводородов.
Для промывки рафината и экстракта используется конденсат
водяного пара давлением 1,0 МПа, который после охлаждения
в холодильнике Х-8 раздельно поступает в верхнюю и нижнюю
части промывной колонны К-8.
Вода после промывки вместе с частью ДЭГа из отпарной ко-
лонны К-7 направляется на нагрев в подогреватель Т-13, а затем
в колонну регенерации ДЭГа К-13, состоящую из двух частей —
атмосферной и вакуумной. В верхней части (атмосферной) отго-
няется большая часть воды, в нижней (вакуумной) ДЭГ, пере-
текающий с верхней части, очищается от возможных высококи-
пящих примесей.
Выходящие с верха атмосферно-вакуумной колонны К-13'
пары воды конденсируются и охлаждаются в конденсаторе-хо-
лодильнике ВХК.-9 до температуры 50—60 °C. Конденсат частично
ИЗ
направляется на орошение, а избыток сбрасывается в промыш-
ленную канализацию.
Раствор ДЭГа с низа атмосферной части колонны К-13 через
промежуточный подогреватель Т-21 в виде парожидкостной эмуль-
сии поступает в вакуумную часть колонны, где эжектором под-
держивается вакуум 20 мм рт. ст.
Регенерированный ДЭГ в паровой фазе поступает в конден-
сатор-холодильник ХК-4, откуда после конденсации и охлажде-
ния до 40 °C направляется в вакуумный сборник Е-15, а затем
возвращается в систему циркуляции ДЭГа.
Тепловой баланс колонны К-13 поддерживается подачей водя-
ного пара в подогреватели Т-20, Т-21, Т-22, при этом в кипятиль-
нике вакуумной части колонны Т-22 предусмотрена как прину-
дительная насосами, так и естественная циркуляция.
По мере накопления в нижней части колонны К-13 высоко-
кипящих примесей осуществляется периодический сброс их после
охлаждения в отвал.
Вторичная ректификация экстракта осуществляется в четырех
колоннах К-9, К-10, К-11, К-12.
В ректификационной колонне К-9 сверху выделяется смесь
бензольной фракции и толуола, которая после конденсации и ох-
лаждения в конденсаторе-холодильнике ВХК-5 до 60 °C посту-
пает в емкость орошения Е-10. Из нее часть верхнего продукта
насосом подается на орошение в колонну, а балансовое количе-
ство после нагрева в подогревателе Т-16 направляется в ректифи-
кационную колонну К-Ю.
С верха ректификационной колонны К-Ю выделяется бензоль-
ная фракция, которая после конденсации и охлаждения в конден-
саторе-холодильнике ВХК-6 до 45 °C поступает в емкость Е-11,
откуда насосом подается на орошение в колонну, а балансовое
количество выводится с установки.
Из нижней части колонны К-Ю толуол с примесью неаромати-
ческих углеводородов направляется в толуольную колонну К-11.
С верха толуольной колонны выделяется товарный толуол, кото-
рый конденсируется и охлаждается в конденсаторе-холодильнике
ХК-7 до 70 °C и поступает в емкость Е-12. Из емкости Е-12
толуол насосом частично направляется на орошение колонны
K-Н, а балансовое количество после охлаждения в холодиль-
нике Х-9 до 40 °C поступает в расходные емкости для определения
его кондиции. После этого толуол откачивается с установки в то-
варный парк.
Остаток (смесь неароматических углеводородов с небольшим
количеством толуола) с низа колонны К-11 направляется в сырье
экстрацни.
Из ректификационной колонны К-9 смесь ксилолов с высшими
ароматическими углеводородами направляется в ксилольную
колонну К-12.
В ксилольной колонне К-1.2, в верхней ее части, выделяются
ксилолы, которые после конденсации и охлаждения в конденса-
114
торе-холодильнике ВХК-8до 100 °C направляются в емкость Е-13.
Из нее ксилолы подаются частично на орошение колонны К-12,
а балансовое количество после охлаждения в холодильнике Х-10
направляется в расходные емкости для проведения анализов и
установления кондиции, после чего ксилолы откачиваются в то-
варный парк. Нижний продукт ксилольной колонны К-12 (высшие
ароматические углеводороды) после охлаждения в холодиль-
нике Х-11 до 40°C выводится с установки.
Тепловой баланс колонн К-9, К-10, К-П, К-12 поддерживается
подачей водяного пара в кипятильники Т-15, Т-17, Т-18, Т-19.
Характеристика рафината:
Ароматизиро- ванное сырье Деароматиэи- рованное сырье
Плотность d'la, т/м3 Фракционный состав, % (масс.): 0,6976 0,6976
нафтеновые 12,0
парафиновые 70,4 98,7
ароматические в том числе 17,6 1.3
толуол 1,3 0.5
ксилол и этилбензол 6,1 0,5
ароматические Сд и выше 10,2 0,3
Основные параметры ведения процесса
Данные для гидроочистки и риформинга:
представлены ниже.
Гидро- очистка Риформинг
ароматизация дегидри- рование
Температура, °C 360—400 480—530 160—220
Давление, МПа 3,5—4,0 3,0 2,8-3,0
Объемная скорость подачи сырья, ч"1 Кратность циркуляции во- дородсодержащего газа, м3/м3 сырья Температурный перепад по реакторам (вход—вы- ход), °C: 5,0 1,5 4,5—5
>100 (на «про- ток») 1350—1500
I реактор — 55 (45) * • —
II » — 35 (25) * —.
III » — 25 (5) * —
IV > — 15 —
Распределение катализата по реакторам — 1 : 1,5 : 2,5 : 2,5 —
Количество добавляемого хлорорганического соеди- нения (в'пересчете на хлор к сырью), % (масс.) 0,0005
Катализатор Алюмоко- бальтмо- либденовый Алюмопл этино- вый (АП-64) Алюмопла- тиновый (АП-15, АП-10)
* При работе на ароматизированном сырье.
115
Экстракция ароматических углеводородов ДЭГом проводится
при следующих параметрах. Непосредственно экстракция: тем-
пература— 150—160 °C; давление — 8 МПа; содержание воды
в ДЭГе — 7—10% (.масс.); массовое соотношение ДЭГ/сырье * —
18:1; количество рисайкла — 80—100% (масс.) на сырье. От-
парка растворителя: давление — атмосферное; температура низа
колонны — 150—160 °C; количество водяного пара — 5% (масс.)
на насыщенный растворитель.
Основное оборудование. Реакторы. Реактор предвари-
тельной гидроочистки—с аксиальным вводом сырья сверху вниз.
Корпус реактора изнутри футерован торкрет-покрытием. Реактор
не имеет защитного стакана. Диаметр реактора — 2200 мм.
Корпус реактора изготовлен из стали 12ХМ.
Реакторы риформинга — с аксиальным вводом. Корпус реак-
торов изнутри футерован торкрет-покрытием, имеется защитный
стакан. Диаметр реакторов — 3000 мм, реактора гидрирования —
2600 мм. Корпус реакторов изготовлен из стали 12ХМ, внутрен-
ние устройства — из стали Х18Н10Т.
Сырьевые теплообменники — кожухотрубные.
Диаметр корпуса — 600 мм.
Продуктовые теплообменники —' одноходо-
вые по трубному пространству, уплотнения на плавающей го-
ловке — сильфонные. Диаметр корпуса — 800 мм. Теплообмен-
ники — кожухотрубные, с плавающей головкой.
Экстракционная колонна — с двойными пер-
формированными тарелками с внутренними перетоками. Диаметр
колонны — 4000 мм.
Колонна водной промывки — с перфорирован-
ными тарелками. Диаметр колонны — 1200 мм.
Ректификационные колонны — различного
диаметра, с клапанными тарелками конструкции Гипронефтемаша.
Водяные холодильники — кожухотрубные, с пла-
вающей головкой.
Холодильники и конденсаторы-холо-
I и л ь н и к и —воздушного охлаждения (типа АВГ — с оребре-
нием 9; типа АВЗ — с оребрением 14,6).
Циркуляционные компрессоры — поршне-
вые с электроприводом, марки 2М16М-20/42-60.
Насосы— центробежные.
Трубчатые печи — вертикальные многокамерные
с беспламенными горелками.
Технико-экономические показатели. На 1 т перерабатываемого
сырья расходуется: пар — 2,51 т; охлаждающая вода — 20,6 м3;
электроэнергия — 402 МДж; топливо (газ) — 127—160 м3**; алю-
мокобальтмолибденовый катализатор — 0,005—0,015 кг; алюмо-
* При замене ДЭГа на триэтиленгликоль (ТЭГ) массовое соотношение
ТЭГ/сырье составит 10-^11 : 1. Содержание воды в ТЭГе—7—10% (масс.).
** Расход топлива зависит от качества перерабатываемого сырья.
116
платиновый катализатор АП-64 — 0,0317—0,0288 кг; алюмопла-
тиновый катализатор АП-15 или АП-10 — 0,017—0,0085 кг;
ДЭГ — 0,5 кг.
Л-35-13/ЗООЯ
Установка предназначена для получения ароматических угле-
водородов (толуола, ксилолов) методом каталитического рифор-
минга с экстракцией ароматических углеводородов диэтиленгли-
колем.
Сырьем служит прямогонная фракция 105—140 °C ромашкин-
ской нефти.
Основные показатели сырья:
Плотность d'j°, т/м3 0,74
Фракционный состав (по ГОСТ), °C:
н. к. 117
10 % (об.) 120
50 % (об.) 123
90 % (об.) 130
к. к. 142
Содержание в сырье фракций (по ИТК), % (масс ):
до 105 СС 6,5
105—140 °C 87,1
выше 140 °C 6,4
Углеводородный состав, % (масс.):
ароматические 9,1
нафтеновые 28,6
парафиновые 62,3
Содержание, % (масс.):
серы 0,01
азота 0,001
влаги 0,02
Октановое число (по ММ) 44
Характеристика стабильного катализата (сырья блока экстрак-
ции);
Плотность, dl°, т/м3 0,77
Фракционный состав (по ГОСТ), °C:”
н. к. 69
10 % (об.) 110
50 % (об.) 129
90 % (об.) 149
к. к, 171
Углеводородный состав, % (масс.):
ароматические 47,4
в том числе
бензол 0,6
толуол 6,3
ксилолы 30,6
ароматические Сд и выше 9,9
парафиновые 52,6
Октановое число (по ММ) 71,6
Мощность установки по сырью составляет 300 тыс. т/год.
Основными целевыми продуктами установки являются: толуол
по ГОСТ 14710—78 и ксилолы по ГОСТ 9410—78. Состав ксилолов
117
в % (масс.); этилбензол — 13,0; .и-ксилол — 46,0; о-ксилол —
22,0; п-ксилол — 19,0.
Дополнительные продукты: 1) рафинат (деароматизированный
бензин) — используется для получения растворителей; 2) ста-
бильная головка — направляется на установку газофракциони-
рования; 3) сухой газ и углеводородный газ гидроочистки —
направляются в топливную сеть; 4) водородсодержащий газ —
используется на установках гидроочистки дизельного топлива;
5) бензольная фракция — направляется на установку Л-35-6 для
получения бензола и толуола; 6) высшие ароматические угле-
водороды — используются как компонент автобензинов.
Характеристика рафината:
Плотность di0, т/м3 0,7
Фракционный состав (по ГОСТ), °C:
н. к. 58
10 % (об.) 87
50% (об.) 112
90% (об.) 131.
к. к. 160
Углеводородный состав, % (масс.):
ароматические 4,2
в тем числе:
бензол 0,1
толуол 0,2
этилбензол, ксилолы 2.2
ароматические С9 и выше 1,7
нафтеновые и парафиновые 95,8
Описание установки (рис. 22). Блок риформинга.
Сырье (фракция 105—140 °C) из промпарка поступает в сырьевую
емкость, проходит фильтр и насосом подается в узел смешения
с избыточным водородсодержащим газом риформинга.
Газосырьевая смесь после предварительного нагрева в сырье-
вых теплообменниках Т-111,2,3 газопродуктовой смесью гидро-
очистки до 255 °C поступает в печь гидроочистки П-1 для дальней-
шего нагрева до температуры реакции 360—400 °C и затем на-
травляется в реактор гидроочистки Р-1.
После теплообмена с газосырьевой смесью в теплообменнике
Т-1/1, 2, 3 газопродуктовая смесь гидроочистки поступает в воз-
душный холодильник ВХ-1, гд.е охлаждается до 60 °C, а затем
окончательно захолаживается в водяном холодильнике Х-1 до
40 °C.
В сепараторе С-1 газопродуктовая смесь разделяется на ста-
бильный гидрогенизат и водородсодержащий газ. Водородсодер-
жащий газ выводится с установки в общезаводскую систему.
Нестабильный гидрогенизат из сепаратора С-1 после нагрева
в теплообменнике Т-3 до 150 °C поступает в отпарную колонну
К-1- В ней при давлении 0,55 МПа и температуре низа 200 °C от
гидрогенизата отпариваются углеводородные газы, пары воды,
сероводород. Верхний продукт отпарной колонны (углеводород-
ный газ и легкий бензин) после конденсации и охлаждения в кон-
118
Рис. 22. Технологическая схема установки Л-Э5-13/300Я:
р — реактор; К — колонна; П — лечь; Т — теплообменник; Е — емкость; С — Сепаратор; ХК — конденсатор-холодильник; ВХК —
конденсатор-холодильник воздушного охлаждения; X — холодильник; ВХ — хоЛОдИЛЬНик воздушного охлаждения; И — насос; ПК —
поршневой компрессор;
I — сырье; // — стабильная «головка»; III — стабильный катализат; IV — сухо» газ; V — водородсодержащий газ: VI — углеводород-
ный газ; VII — толуол; VIII — ксилолы; IX — бензольная фракция; X — высшие ароматические углеводороды; XI — рафинат; XII —
конденсат водяного пара; XIII — в канализацию; XIV — к эжектору.
денсаторах-холодильниках ВХК-1 и ХК-1 до 40 °C направляется
в сепаратор С-2.
В сепараторе С-2 происходит разделение верхнего продукта
отпарной колонны на два слоя — газ и жидкость. Газ выводится
с установки как углеводородный газ гидроочистки. Жидкая фаза
подается насосом в отпарную колонну на орошение.
Необходимое количество теплоты для отпарки подводится
в термосифонный кипятильник Т-2, обогреваемый газопродуктовой
смесью гидроочистки.
Стабильный гпдрогенизат после охлаждения в теплообменнике
Т-3 нестабильным гидрогепизатом насосом подается в систему ри-
форминга на смешение с циркуляционным газом от компрессоров
ПК-1,2,3,4.
Газосырьевая смесь, нагретая в теплообменниках Т-4И,2 и
Г-413,4 газопродуктовой смесью, поступает в первую секцию печи
риформинга П-2 для окончательного нагрева до температуры
реакции 480—530 °C (начало и конец цикла реакции).
Из первой секции печи газосырьевая смесь поступает в реак-
тор первой ступени Р-2, затем в реакторы второй и третьей сту-
пени с промежуточным подогревом во второй и третьей секциях
печи П-2 до температуры реакции 480—530 °C. Так как на уста-
новке перерабатывается фракция ромашкинской нефти, реакция
ведется в три ступени.
Газопродуктовая смесь из реактора третьей ступени Р-4а
частично охлаждается в теплообменнике Т-4/3,4, откуда направ-
ляется в термосифонпые кипятильники Т-5 десорбера и Т-6 стаби-
лизационной колонны для подвода необходимого количества теп-
лоты.
Из кипятильников Т-5, Т-6 газопродуктовая смесь поступает
в реактор селективного гидрирования Р-6 для гидрирования не-
предельных углеводородов и затем в теплообменники Т-4И,2.
После теплообменников Т-4/1,2 газопродуктовая смесь с тем-
пературой 130 °C направляется в воздушный конденсатор-холо-
дильник ВХ-2, где охлаждается до 70 °C, и для окончательного
захолаживания до 35 °C в водяной холодильник Х-2, из которого
.вступает в сепаратор риформинга С-3.
Активация катализатора в период реакции осуществляется
подачей хлорорганического соединения в сырье. Хлорорганиче-
ское соединение (дихлорэтан) принимается на установку в бочке,
из которой насосом закачивается в мерник, откуда ежесуточно
при помощи дозатора поступает в емкости на приготовление
раствора.
После спуска отмеренной дозы раствора емкости заполняются
холодным катализатом. Перемешивание раствора осуществляется
насосом. Каждая из емкостей рассчитана на суточный запас
раствора.
Для удлинения срока- службы алюмоплатинового катализа-
тора циркуляционный газ риформинга подвергается осушке на
синтетических цеолитах.
120
Циркуляционный газ из сепаратора С-3 поступает в осуши-
тели К-2а, заполненные цеолитами NaX и работающие пооче-
редно. По мере насыщения цеолитов влагой осушители переклю-
чаются на регенерацию.
После осушки в осушителях К-2а водородсодержащнй газ на-
правляется в сепаратор С-5 *, а затем на прием компрессоров
ПК-1 -5-4.
С нагнетания компрессоров водородсодержащий газ поступает
в систему риформинга в качестве циркулирующего газа, а избы-
точное его количество направляется на гидроочистку.
Жидкая часть из сепаратора высокого давления риформинга
С-3 направляется в сепаратор низкого давления С-4, в котором
нестабильный катализат разделяется на углеводородный газ и
жидкость. Углеводородный газ поступает в абсорбер К-3 на абсорб-
цию, нестабильный катализат также поступает в абсорбер К-3
в качестве абсорбента. Доабсорбция газов осуществляется пода-
чей в верхнюю часть колонны К-3 дебутанизированного стабиль-
ного катализата.
Сухой газ из абсорбера К-3 выводится с установки в общезавод-
скую сеть; насыщенный тяжелыми газами катализат из нижней
части абсорбера К-3 подается насосами в десорбер К-4, предва-
рительно нагреваясь в теплообменниках Т-1 И,2 нижним продук-
том стабилизационной колонны К-5 и в теплообменнике Т-713
нижним продуктом десорбера К-4.
Для снятия теплоты абсорбции в нижнем сечении абсорбера
К-3 предусмотрена однократная циркуляция абсорбента насосами
через холодильник Х-3.
В десорбере К-4 насыщенный катализат при давлении 1,4 МПа
и температуре 205 °C подвергается деэтанизации.
Теплота, необходимая для отпарки, подводится в термосифон-
ном горизонтальном кипятильнике Т-5, который обогревается
газопродуктбвой смесью риформинга, поступающей после тепло-
обменника Т-413,4.
Насыщенный деэтанизированный катализат после охлаждения
в теплообменнике Т-713 до температуры питания стабилизации
подается насосом в стабилизационную колонну К-5. Из верхней
части колонны выводится стабильная головка, включающая про-
пан и бутаны. Верхний продукт конденсируется и охлаждается до
40 °C в конденсаторе-холодильнике ХК-3 и направляется в ем-
кость орошения Е-2, откуда насосами частично возвращается в ка-
честве орошения в колонну К-5, а балансовое количество выдается
с установки.
Необходимое для стабилизации количество теплоты подво-
дится в горизонтальном термосифонном кипятильнике Т-6, обо-
греваемом газопродуктовой смесью риформинга.
Стабильный дебутанизированный катализат из нижней части
стабилизационной колонны К-5 проходит теплообменник Т-7П,2,
* На схеме не показан.
121
отдавая часть своей теплоты насыщенному катализату — питанию
десорбера К-4, и с температурой 90СС направляется в блок экстрак-
ции.
Часть стабильного катализата отводится на охлаждение в хо-
лодильник Х-4, из которого постоянно подается насосом в абсор-
бер К-3, а часть периодически направляется в емкости для при-
готовления раствора хлорорганики.
В случае остановки блока экстракции стабильный катализат
направляется в промежуточный парк, после охлаждения в хо-
лодильнике Х-6.
Блок экстракции ароматических угле-
водородов и ректификации экстракта.
Схема блока экстракции ароматических углеводородов и ректи-
’икации экстракта выполнена аналогично схеме установки
Л-35-13/300А.
Основные параметры ведения процесса представлены ниже.
Данные для гидроочистки и риформинга:
Гидро- очистка по схеме на «проток» Риформинг
аромати- зация гидриро- вание
Температура, °C 360—400 480-530 160—220
Давление, МПа 3,0—4,0 3,0 2,8
Объемная скорость подачи, сырья, ч-1 5,0 1.5 5,0
Кратность циркуляции водород- содержащего газа, м3/м3 сырья Температурный перепад по реак- торам, °C: Балансовое количество (на «про- ток») 1500
I реа ктор — 50 (40) * —
11 » — 20 (15) * —
III » — 5 —
Распределение катализатора по реакторам — 1:2: 4,5 —
Катализатор Ал юм о ко- Алюмопла- Алюмопла-
бальтмо- либденовый тиновый (АП-64) тиновый (АП-15)
Количество добавляемого хлор- органического соединений (в пе- ресчете на хлор к сырью), % (масс.) 0,0001 — 0,0003 (до 0,0005)
* Указан температурный перепад в конце цикла реакции.
Экстракция ароматических углеводородов ДЭГом ведется при
следующих параметрах. Непосредственно экстракция: темпера-
тура — 155 °C; давление — 0,8 МПа; содержание воды в ДЭГе —
7—10% (масс.); массовое соотношение ДЭГ/сырье — 16 : 1; коли-
чество рисайкла — 80% (масс.) на сырье. Регенерация раствори-
теля (отпарка): давление — атмосферное; температура верха ко-
лонны — 85—100 °C; температура низа колонны — 155 °C; коли-
чество водяного пара — 5% (масс.) на насыщенный раствори-
122
тель. Отмывка экстракта и рафината от ДЭГа: количество воды
на рафинат — 5% (масс.); количество воды на экстракт — 5%
(масс.); содержание ДЭГа в рафинате после отстоя и промывки —
0,005% (масс.); содержание ДЭГа в экстракте после отстоя и
промывки— 0,005% (масс.).
Основное оборудование. Реакторы. Реактор предвари-
тельной гидроочистки — с аксиальным вводом сырья сверху вниз.
Корпус реактора изнутри футерован торкрет-покрытием. Диаметр
реактора — 2200 мм. Изготовлен из стали 12ХМ.
Реакторы риформинга с аксиальным
вводом. Корпус реакторов изнутри футерован торкрет-по-
крытием, имеется защитный стакан. Диаметр реакторов — 3000 мм.
Изготовлены из стали I2XM. Диаметр реактора гидрирования —
2600 мм.
Сырьевые теплообменники — кожухотрубные.
Диаметр корпуса — 600 мм.
Продуктовые теплообменники — одноходо-
вые по трубному пространству, с гибким компенсатором на пла-
вающей головке. Диаметр корпуса — 800 мм.
Теплообменники блока экстракции — ко-
жухотрубные с плавающей головкой.
Экстракционная колонна — с двойными перфо-
рированными тарелками, с внутренними перетоками. Диаметр
колонны — 3800 мм.
Колонна водной промывки — с перфорирован-
ными тарелками. Диаметр колонны — 1200 мм.
Ректификационные колонны — различного
диаметра, с клапанными тарелками конструкции Гипронефтемаша.
Холодильники водяного охлаждения —
кожухотрубные, с плавающей головкой.
Холодильники и конденсаторы- холо-
дильники — воздушного охлаждения (типа АВГ — с ореб-
рением 9; типа АВЗ — с оребрением 14,6).
Циркуляционные компрессоры — поршне-
вые с электроприводом, марки 2М16М-20/42-60.
Насосы- центробежные.
Печи. Для подогрева газосырьевой смеси в процессах пред-
варительной гидроочистки и каталитического риформинга бензина
используются печи П-1 и П-2.
Печь риформинга П-2 — многокамерного типа, состоит из
пяти радиантных камер, сборного канала и конвекционной ка-
меры. Змеевик в каждой радиантной камере выполняется из труб,
присоединенных параллельно к входному и выходному коллекто-
рам. Коллекторы расположены вне зоны обогрева над сводом
печи. В соответствии с тепловыми нагрузками под первую сту-
пень нагрева отведены вся конвекционная камера и три радиант-
ные камеры, под вторую и третью — по одной радиантной камере.
Горелки для сжигания топлива расположены по вертикальной
оси каждой камеры на фонтальной стене. Отопление печи — газо-
123
1
вое. Для сжигания топлива установлены горелки ГНП-9 кон- j
струкции ЛФ ВНИПИ Теплопроект.
Регулирование температуры продукта перед каждым реакто- i
ром осуществляется изменением расхода отопительного газа.
Для испарения конденсата из топливного газа для всех печей
предусмотрен подогреватель.
Теплота продуктов сгорания после пени используется для про-
изводства пара в котле-утилизаторе.
Для осуществления тяги и подачи воздуха в горелки в схеме
предусмотрены дымосос и воздуходувка.
Печь П-1 конструкции Гипронефтемаша — радиантно-конвек-
ционного типа, с горизонтальным расположением труб, с излуча-
ющими стенами, из беспламенных панельных горелок типа ГБП-85.
Число горелок — 40 шт. на каждой стороне печи. Конвекционная
камера расположена над радиантной. Дымовые газы после кон-
векционной части выбрасываются в дымовую трубу, установлен-
ную на печи.
Продуктовый змеевик — двухпоточный, на входе и выходе из
печи объединяется коллектором.
Температура продукта на выходе из печи по каждому потоку
змеевика регулируется количеством отопительного газа.
Для нагрева инертного или сухого газа в процессе регенера-
ции адсорбента принята вертикально-цилиндрическая печь со
спиральным змеевиком. Печь работает периодически. Отопление
печи — газовое.
Продукты сгорания выбрасываются в атмосферу через дымовую
трубу, установленную непосредственно на печи.
Технико-экономические показатели. На 1 т перерабатываемого
сырья расходуется: пар — 1,9 т;^охлаждающая вода — 16,3 м3;
электроэнергия — 357,6 МДж; топливо (газ) — 88,9 м3; алюмо-
кобальтмолибденовый катализатор — 0,005—0,015 кг; алюмо-
платиновый катализатор АП-64 — 0,0317—0,0288 кг; алюмопла-
тиновый катализатор АП-15 — 0,017—0,0085 кг; ДЭГ — 0,5 кг;
цеолит NaX — 0,07 кг.
Г л а в ая 4
ОСНОВНОЕ ТЕХНОЛОГИЧЕСКОЕ ОБОРУДОВАНИЕ
Аппаратурное оформление основного технологического обо-
рудования во многом типично для большинства установок катали-
тического риформинга, применяемых как для выработки автомо-
бильного бензина,так и для выработки ароматических углеводо-
родов. В обоих случаях технологические схемы этих установок
включают целый набор типичного основного технологического обо-
рудования: реакторы, колонные аппараты, компрессоры для цир-
куляции и дожима водородсодержащих газов, адсорберы, теплооб-
124
менники, конденсатор-холодильники, холодильники, насосы, труб-
чатые печи, сепараторы и емкости.
В зависимости от производительности установок, а также их
назначения все вышеприведенное оборудование может различаться
габаритами, внутренними деталями, материальным оформлением,
типом тарелок и насадок и т. п.
РЕАКТОРЫ
Реактор — самый ответственный аппарат среди другой аппа-
ратуры процессов каталитического риформирования. От его хо-
рошей работы зависит и экономичность процесса, и качество по-
лучаемой продукции.
Реакторы установок каталитического риформинга относят
к аппаратам проточного типа (непрерывного действия).
Основой для классификации реакторов процессов каталитиче-
ского риформирования могут являться термодинамические и фи-
зические характеристики потоков, проходящих через реактор,
направление их движения, материальное исполнение корпуса и
внутренних деталей и конструктивные особенности, способы раз-
мещения и регенерации катализатора.
По термодинамическому признаку реакционные аппараты мо-
гут быть разделены на реакторы адиабатического и политропиче-
ских типов.
В отечественных установках каталитического риформинга при-
меняются только реакторы адиабатического типа со сплошным
слоем катализатора, несекционированные.
По способу направления потока реакторы разделяются на
аппараты с аксиальным движением потока сверху вниз (или снизу
вверх) и с радиальным — от периферии к центру.
В первых установках каталитического риформинга применя-
лись только реакторы с аксиальным вводом сырья. С укрупне-
нием установок и постепенным накоплением опыта эксплуатации
осуществлялся переход к реакторам с радиальным вводом сырья.
Основным преимуществом реакторов с радиальным вводом
сырья является их небольшое гидравлическое сопротивление пото-
ка .хорошее распределение газосырьевого потока и меньшая вероят-
ность засорения катализатора продуктами коррозии благодаря
увеличению живого сечения для прохода газов. В настоящее время
на многих нефтеперерабатывающих заводах осуществлен перевод
реакторов с аксиального на радиальный ввод сырья. Такие меро-
приятия не требуют больших капитальных вложений и, как
правило, осуществляемые в период капитального ремонта уста-
новок, позволяют значительно снизить гидравлическое сопротив-
ление реакторов.
Например, опыт эксплуатации установок ЛЧ-35-11/600 пока-
зал, что гидравлическое сопротивление реакторов при переходе
на радиальный ввод сырья резко снижается, примерно в 8—10 раз
[21, 22]. В современных крупнотоннажных установках катали-
125
тического риформинга применяются реакторы только с радиаль-
ным направлением потока.
По материальному исполнению корпуса аппарата реакторы
делятся на футерованные, корпус которых изготовляется из
углеродистых сталей, монометаллические и биметаллические.
Реакторы первого типа в свою очередь подразделяются на
реакторы с наружной тепловой изоляцией (в этом случае металл
корпуса работает в условиях высоких рабочих температур) и
реакторы с внутренней тепловой изоляцией, которая предохра-
няет материал корпуса от действия высоких температур и исклю-
чает контакт продуктов реакции с металлом. В отечественной
практике нашли применение только реакторы с внутренней тепло-
вой изоляцией.
Реакторы, корпус которых выполнен в монометаллическом
исполнении, применяются в блоках риформинга, Биметалличе-
ское исполнение корпуса реактора находит применение в основ-
ном в реакторах блоков предварительной гидроочистки.
Корпуса реакторов первых установок риформинга Л-35-5,
Л-35-6, Л-35-11/300 были выполнены из углеродистых марок стали
22К, 09Г2С, 09Г2АГ и были футерованы изнутри жаростойким
торкрет-бетоном.
В дальнейшем установки каталитического риформинга осна-
щались реакторами с корпусами, изготовленными из низколеги-
рованных сталей типа 12ХМ, 12МХ, 12Х1МФ.
Современные установки каталитического риформинга типа
ЛЧ-35-11/1000 имеют реакторы без футеровки, корпус реактора
риформинга выполнен из монометалла типа 1Х2М1. Реакторы
блоков предварительной гидроочистки этих установок изготов-
лены из биметалла типа 12ХМх08Х18Н10Т.
Футеровка, применяемая в реакторах установок каталитиче-
ского риформинга имеет ряд как положительных, так и отрица-
тельных качеств. К числу положительных можно отнести следу-
ющие: 1) снижение температуры корпуса и соответственно умень-
шение уровня напряжения в металле; 2) защита от сероводородной
(для реакторов блоков гидроочистки) и водородной коррозии;
3) сокращение расхода металла; 4) уменьшение теплопотерь.
К недостаткам можно отнести следующие: 1) сложность си-
стемы армирования (торкрет-бетонная футеровка имеет систему
армирования, состоящую из шпилек с шайбами и гайками и двух
сеток); 2) трудоемкость нанесения торкрет-покрытия (смесь на-
носится специальной торкрет-пушкой); все футеровочные работы
производят на установке, при этом желательно проводить их
в летнее время; 3) токрет-бетонная футеровка не исключает мест-
ных перегревов корпуса реактора, особенно в верхней части аппа-
ратов и штуцеров; 4) отсутствие возможности проводить периоди-
ческий осмотр внутренней поверхности; 5) отсутствие надежных
способов контроля качества футеровки.
Реакторы гидроочистки и риформинга без футеровки имеют ряд
преимуществ. К ним можно отнести: 1) больший (по сравнению
126
с футерованными) реакционный объем при одинаковых всех осталь-
ных условиях; 2) пониженные эксплуатационные расходы; 3) со-
кращение времени проведения регенерации катализатора за счет
отсутствия ограничения скоростей подъема и снижения температур
для корпуса без футеровки; 4) сокращение времени пуска реак-
торов по регламенту Минхиммаша в зимнее время за счет наруж-
ной изоляции; 5) упрощение проблем транспортировки реакторов
(особенно для реакторов крупнотоннажных установок) за счет
уменьшения диаметра на 300—350 мм, что связано с отсутствием
футеровки и защитного стакана; 6) отсутствие работ, связанных
с ремонтом футеровки и ее защитного кожуха; 7) облегчение ре-
шения вопросов крепления внутренних деталей к корпусу аппа-
ратов (особенно при конструировании реакторов с радиальным
вводом); 8) облегчение решения некоторых вопросов техники без-
опасности, а именно:
— возможность проведения внутреннего осмотра корпуса
реактора перед гидравлическим испытанием;
— возможность проводить гидроиспытание водой, а не нефте-
продуктом, как это допускается с мерами предосторожности для
футерованных реакторов;
— повышение безопасности пуска реакторов в зимнее время;
— отсутствие местных перегревов, опасных для прочности
хромомолибденовых сталей корпуса реактора.
Изготовление реакторов без футеровки, несмотря на вышепри-
веденные преимущества, несколько сдерживается из-за высокой
стоимости, а также дефицитности двухслойных марок сталей.
Тем не менее, учитывая, что высокие первоначальные капитальные
затраты на изготовление окупаются надежностью их в эксплуа-
тации, на многих установках каталитического риформинга уже
практикуется применение реакторов без футеровки.
Катализаторы в процессе предварительной гидроочистки и
каталитического риформирования изменяют свои свойства. Для
восстановления свойств катализаторов применяют регенерацию.
По способу размещения и регенерации катализатора реакторы
каталитического риформирования подразделяются на: 1) реак-
торы с неподвижным слоем катализатора, приспособленные для
. работы в условиях цикличности: период контактирования (реа-
ции) — период регенерации; 2) реакторы с движущимся слоем
катализатора, циркулирующим по контуру: зона контактирова-
ния — зона регенерации. В отечественных установках каталити-
ческого риформинга применяются только реакторы первого типа.
Реакторы с неподвижным слоем имеют некоторые недостатки.
К ним можно отнести такие как: 1) трудность осуществления
оптимального или близкого к нему температурного профиля по
высоте слоя катализатора; 2) трудности осуществления равно-
мерного распределения подачи газа на слой катализатора; 3) уве-
личение гидравлического сопротивления слоя с уменьшением раз-
меров зерен катализатора, для того чтобы достичь увеличения по-
верхности контакта; 4) необходимость смены катализатора.
127
Несмотря на указанные недостатки и учитывая, что при ката-
литическом риформировании температурные перепады в зоне
реакции в целом невелики, а также то, что отечественной промыш-
ленностью разработаны и внедрены катализаторы с длительным
сроком эксплуатации и большим межрегенерационным периодом,
реакторы с неподвижным слоем прочно укоренились и хорошо
зарекомендовали себя в практике нефтеперерабатывающих за-
водов.
Конструктивно реакторы в подавляющем большинстве случаев
выполняются в виде цилиндрических сосудов, внутри которых на
специальной опорной решетке укладывается катализатор. В зару-
бежной литературе отмечаются факты успешной эксплуатации
реакторов сферической формы с аксиальным направлением потока.
В отечественной практике реакторы подобного типа в связи со
сложностью изготовления, ограниченности в диаметре и больших
удельных площадей не нашли применения в установках катали-
тического риформинга.
Выбор конструкций реакторов. Наиболее важным при проек-
тировании реакторов является определение оптимальных габари-
тов реактора и минимальных объемов катализатора, гарантиру-
ющих для заданной производительности установки получения
продукции требуемого качества.
При расчетах и выборе конструкции реакторов необходимо
учитывать ряд технологических факторов: объемную скорость
подачи сырья, кратность циркуляции водородсодержащего газа,
фазовое состояние исходной смеси, тепловой эффект реакции и
гидродинамический режим [23, 24].
Габариты реактора и объем катализатора определяют, исходя
из объемной скорости подачи сырья. Объемная скорость подачи
сырья — это количество объемов сырья, проходящего через объем
катализатора в единицу времени.
Объем катализатора рассчитывают по формуле:
У к = Qe!v0
где Qc — расход жидкого сырья, м3/ч; и0 — объемная скорость подачи сырья, ч"1.
Чтобы определить основные габариты реактора, необходимо .
учитывать фазовое состояние сырья при условиях реакции, на-
правление потоков сырья и гидродинамический режим, который
зависит от линейной скорости подачи сырья и порозности катали-
затора.
В реакторах с неподвижным слоем частицы катализатора не-
подвижны, а парогазовая смесь протекает сквозь свободные про-
межутки между ними. Поверхность внутренних пор зерен катали-
затора во много раз превышает их наружную поверхность. Про-
никновение газа внутрь пор происходит только благодаря диффу-
зии, при этом скорость последней мала по сравнению со скоростью
протекания газа сквозь слой. По этой причине должны быть най-
дены оптимальные размеры зерен катализатора, так как при очень
больших размерах возникают большие сопротивления диффузии,
128
при малых размерах можно ожидать увеличенного гидравличе-
кого сопротивления слоя [25].
Большое значение для гидродинамики процесса имеет пороз-
ость слоя катализатора. На порозность слоя катализатора влияют
азмеры и форма частиц, их шероховатость и плотность упаковки
слое. От величины порозности зависит гидравлическое сопротив-
ение слоя катализатора.
Гидравлическое сопротивление слоя катализатора и в целом
еактора очень сильно влияет на общий перепад давления в цир-
уляцнониой системе предварительной гидроочистки или рифор-
innra, а следовательно, и па режим работы компрессоров, с одной
тороны, и на размеры печей, продуктовых теплообменников и
юлодплышков, с другой стороны.
Таким образом, очевидно, что гидродинамика реакторов яв-
1яется весьма ответственным участком.
Укрупненную оценку гидравлического сопротивления слоя
катализатора можно осуществить по уравнению, применяемому
утя определения потери давления на трение в трубопроводе [261:
де Ар— потеря давления; л — общий коэффициент сопротивления; d9 — экви*
щлептпый диаметр суммарного поперечного сечения каналов в зернистом слое;
\ —высота слоя; р—плотность газосырьевого потока; w — действительная
[инейная скорость потока.
Вопросы расчета эквивалентного диаметра каналов в зернистом
:лое катализатора и действительной линейной скорости потока,
эассмотрены в литературе [26].
Гидравлическое сопротивление реакторов с радиальным вводом
шачптелыю ниже, чем у реакторов с аксиальным вводом сырья.
5тот эффект обусловливается двумя причинами: 1) средвеинте-
гральная площадь боковой поверхности катализатора в несколько
эаз меньше, чем площадь торцевого сечения того же слоя; 2) тол-
щина слоя катализатора в реакторе с радиальным вводом меньше,
чем в реакторе с арсималыймм вводом.
Освещение вопросов подробного гидравлического расчета реак-
торов приводится в специальной литературе.
Важным фактором, определяющим аппаратурное оформление
реакторных узлов, является тепловой эффект процессов, которые
имеют место в результате химических превращений углеводородов
в зоне реакции. При этом величина теплового эффекта пропор-
циональна количеству и глубине превращения реагирующих
веществ в исходном сырье.
В основном процесс каталитического риформирования идет
с поглощением теплоты, при этом основными реакциями, опреде-
ляющими отрицательный тепловой эффект, являются реакции
дегидрирования и дегидроизомеризации нафтенов и дегидроцикли-
зации алканов, тепловой эффект- которых составляет 2Т80—
2340 кДж/кг прореагировавших нафтенов [27, 28]. Остальные
реакции протекают с выделением теплоты. Таким образом, сум-
1/1 5 В. А. Гуляев в др. 129
Рис. 23. Футерованнмй реактор с аксиальным вво-
дом сырья:
I — штуцер ввода сырья: 2 — распределитель; 3 --
штуцер вывода продуктов реакции; 4 — к»рлус;
5 — наружная термопара:; 6 — опорное кольцо;
7 — днище; 8 — люк для выгрузки катализатора;
9 — легкий шамот; 10 — люк; // — штуцер для
эжекцнн газов; /2 — опорная решетка; 13. /5, 17 —
фарфоровые шарики; 16 — катализатор; 13 — футе-
ровка; 19 — штуцер для термопары.
марный тепловой эффект процесса
риформирования зависит от содержания
в сырье нафтеновых углеводородов; в
среднем он составляет 325—420 кДж/кг
сырья при среднем содержании "еф-
тенов 20—25% и растет примерно нро-
порцинально увеличению количества
нафтенов до 40% (масс.).
Процесс предварительной гидро-
очистки сырья идет с выделением теп-
лоты, но средний тепловой эффект при
гидроочистке бензиновых фракций не-
велик и компенсируется теплопотерями
реакторов.
Исследованиями установлено, чтс
наилучшим режимом ведения процесса
риформинга является изотермический.
Однако ввиду сложности подвода теп-
лоты в зону реакции со стационарные
слоем катализатора в промышленные
установках применяются более простые политропические схемы сс
ступенчатым промежуточным нагревом реакционной парогазовой
смеси. Обычно это осуществляется в змеевиках трубчатых печей
При выборе реакционных систем кроме выбора оптимально!
объемной скорости необходимо также определить число ступене/
в реакторном блоке. Обычно это делается на основании экспери
ментальных исследований, проводимых на полупромышленные
установках.
На существующие промышленных установках процесс рифор
минга бензиновых фракций проводится в три ступени в тре:
последовательно установленных реакторах.
В установках каталитического риформинга, предназначенны:
для выработки ароматизированного катализата, из которого в даль
нейшем выделяются индивидуальные ароматические углеводе
роды, применяется четыре реактора. Четвертый реактор пред
назначен для селективного гидрирования содержащихся в рифор
мате непредельных углеводородов.
Ниже приводится описание основных типов реакторов приме
няемых в отрасли.
Реактор с аксиальным вводом сырья и внутренней футеровкой
Внутреннее устройство реакторов, применяемых в настояще
время, не сложное. На рис. 23 приведена конструкция реактор
130
с аксиальным вводом сырья и футеровкой широко зарекомендовав-
шая себя на практике.
Каждый реактор включает в себя такие общие конструктивные
детали, как корпус, днище, штуцеры для ввода и вывода сырья
и продуктов реакции, распределитель, опорную решетку, катали-
затор п фарфоровые шарики, многозонную термопару, футеро-
вочный слой и опорное кольцо.
Сырье подается в реактор через верхний штуцер и распреде-
литель, который обеспечивает равномерное распределение парога-
зового потока в верхнем пустотелом пространстве реактора. Затем
поток проходит через слой фарфоровых шариков, которые пред-
назначаются для более равномерного распределения потока по
ело.’катализатора. Диаметр шариков может меняться, но обычно
применяются шарики диаметром 16—20 мм.
Пройдя слой катализатора, продукты реакции удаляются по
нейтральней трубе через верхний боковой штуцер.
Опорная решетка служит для удержания фарфоровых шариков
п катализатора. Обычно для лучшего распределения сырья про-
дуктов реакции на опорной решетке размещают три слоя фарфоро-
вых шариков диаметром 20; 13 и 6 мм и далее укладывается ката-
лизатор.
Нижнее днище реактора имеет люк, диаметром 500 мм, который
используется при ревизии и ремонтах, два люка диаметром 175 мм
для выгрузки катализатора, штуцер для отбора проб.
Для замера и контроля температуры в слое катализатора
в реакторе устанавливают три многозонных термопары, которые
вводятся в слой через штуцер диаметром 50 мм.
Опорное кольцо предназначено для крепления аппарата на
строительных инструкциях.
Корпус реакторов подобного типа изготовлен из стали марок
22К или 09Г2ДТ и покрыт изнутри жароупорной торкрет-бетон-
пой футеровкой, толщина которой обычно составляет 150 мм.
Штуцеры изготавливают из низколегированных хромомолибде-
новых сталей 12ХМ, 12МХ, устойчивых при повышенных темпе-
ратурах в среде водородсодержащих газов.
Внутренние детали реакторов выполнены из нержавеющей стали
ЭИ496 или из стали Х5М.
Реактор с радиальным вводом сырья и внутренней футеровкой.
Реакторы данного типа отличаются от реакторов с аксиальным
вводом сырья тем, что газосырьевая смесь проходит через слой
катализатора в радиальном направлении. Как было указано
выше, такое конструктивное решение позволяет значительно сни-
зить гидравлическое сопротивление, уменьшить вероятность за-
сорения катализатора продуктами коррозии.
Реактор, показанный на рис. 24, применяется на установках
типа ЛЧ-35-11/600 и включает в себя общие для этого типа аппа-
ратов детали: корпус, днище, штуцеры для ввода и вывода сырья
и продуктов реакции, штуцеры для термопары, выгрузки ката-
лизатора и отбора проб, футеровку н опорное кольцо.
131
Рис, 24. Реактор каталитического риформинга с радиальным вводом газосырьсвой смеси;
/ — штуцер ввода сырья; 2 — футеровка; 3 — поверхностные термопары; 4 — корпус;
5 •-* многозонная термопара; 6 - фар j . р^вые шарики; 7 — штуцер вывода продуктов
реакции; 8 — катализатор.
Рис. 25. Монометаллический реактор с радиальным вводом:
/ — штуцер ввода сырья; 2 — штуцер для термопары; 3 — распределитель; 4 — цен-
тральная труба; 5 — корпус; 6 — опора; 7 — катализатор; 8 — штуцер для выгрузки
катализатора; 9 — штуцер вывода продуктов; 10, 1! — фарфоровые шарики.
Внутреннее устройство отличается от реакторов с аксиальным
вводом тем, что катализатор размещается во внутреннем перфори-
рованном стакане, а между футеровкой и стаканом существует
кольцевой зазор.
Газосырьевая смесь по кольцевому зазору проходит через слой
катализатора и выводится через центральную перфорированную
трубу.
Материальное исполнение, типы катализаторов, футеровки и
шарика реакторов подобного типа такие же, как у реакторов
с аксиальным вводом сырья.
Реакторы без футеровки. Конструктивно реакторы этого типа
отличаются от реакторов с радиальным вводом сырья только от-
сутствием футеровочного слоя и материальным исполнением кор-
пуса и штуцеров для ввода и вывода сырья. Конструкция и ма-.
териальное оформление внутренних устройств особых отличий не
имеют.
132
На рис. 25 представлена конструкция реактора без футеровки,
предназначенного для установки каталитического риформинга
ЛЧ-35-11/1000.
Корпус реактора выполнен из стали типа 1Х2М1, штуцеры
для ввода и вывода сырья — из стали 1Х2М1.
КОЛОННЫЕ АППАРАТЫ
Массообменные (диффузионные) процессы наиболее распро-
странены в нефтепереработке. Они осуществляются в колонных
аппаратах, которые по назначению делятся на ректификационные,
адсорбционные, абсорбционные, экстракционные.
Ректификационные колонны служат для четкого разделения
компонентов в результате массообмена между жидкой и паровой
фазами.
Адсорберы и абсорберы применяются для извлечения из смеси
нужных компонентов твердыми и жидкими поглотителями.
Экстракторы используются для выделения из смеси нужных
компонентов в результате массообмена между жидкими фазами.
Ректификационные колонны по конструкции внутренних
устройств делятся на тарельчатые и насадочные.
Тарельчатые колонны. В тарельчатой колонне
процесс ректификации осуществляется путем многократного сту-
пенчатого контактирования паровой и жидкой фаз. Основной
массообмен происходит на тарелках и только незначительный —
в свободном объеме колонны.
В простой ректификационной колонне происходит разделение
смеси на две фракции. Сырье, предварительно на гретое, подается
в питательную секцию колонны в виде жидкости, паров или их
смеси.
В процессе реактификации в колонне получают два продукта,
один из которых в виде паров, содержащих низкокипящие компо-
ненты, отводится с верха колонны, а другой в виде жидкости,
содержащей в основном высококипящие компоненты, откачивается
с низа колонны.
Питательная секция делит колонну на две части: верхнюю —
обогащающую или концентрационную, и нижнюю — отгонную
или отпаривающую.
Встречное движение жидкости внутри колонны обеспечивается
температурным режимом процесса, т. е. поддержанием необходи-
мой температуры вводимого в колонну сырья, верха и низа ко-
лонны.
Поверхности тарелок залиты жидкостью, стекающей вниз по
колонне, что обеспечивается конструкцией тарелок (рис. 26).
Жидкость на тарелке содержит оба компонента, на которые делится
вводимая в колонну смесь. Количественное соотношение этих
компонентов на тарелке зависит от ее месторасположения по отно-
шению к питательной секции.
5 В. А. Гуляев и др.
133
Рнс. 26. Схема работы колпачковой тарелки:
1 — стакан; 2 — колпачок; 3 — диск тарелки; 4 — сливная труба; 5 — сливная пере*
городка.
Разделяемые компоненты обязательно должны иметь разные
температуры кипения: чем выше разность указанных температур,
тем проще разделение смеси на заданные компоненты.
Сущность разделения смеси на высококипящие и низкокипя-
щие компоненты в простой тарельчатой колонне заключается
в том, что в результате массообмена между жидкой и паровой
фазами концентрации пизкокипящих и высококипящих компо-
нентов в этих фазах по высоте колонны непрерывно изменяются.
Поднимающиеся с низа колонны пары проходят через слой
жидкости на тарелке, отдают ей часть теплоты, при этом темпе-
ратура жидкости повышается, и она частично испаряется, осво-
бождаясь от низкокипящего компонента, который присоединяется
к восходящей паровой фазе. Одновременно с этим паровая фаза,
смешиваясь с холодной жидкостью на каждой тарелке и охла-
дившись, частично конденсируется, оставляя в жидкости (флегме)
высококипящие компоненты. В свою очередь это приводит к уве-
личению концентрации высококипящих компонентов в жидкой
фазе и низкокипящих — в паровой.
В результате теплообмена между паровой фазой и жидкостью
на каждой тарелке происходит частичное испарение жидкости
и частичная конденсация паров, что обеспечивает определенное
изменение концентрации компонентов в жидкой и паровой фазах.
Пары движутся снизу вверх, и на каждой последующей та-
релке в них увеличивается концентрация низкокипящих компонен-
тов и уменьшается концентрация высококипящих.
Жидкость при движении сверху вниз на каждой последующей
тарелке обогащается высококипящими и обедняется низкокипя-
щими компонентами.
Для поддержания процесса ректификации необходимо, чтобы
температура в колонне убывала от тарелки к тарелке в направ-
134
лении движения паров и возрастала в направлении движения
жидкости. Для этого на верху колонны устанавливают конденса-
тор-холодильник.
Температуру в низу колонны поддерживают вводом в нее опре-
деленного количества теплоты. Для этого в отгонной части уста-
навливают кипятильник.
Число тарелок, т. е. число ступеней контактирования паровой
и жидкой фаз, должно быть таким, чтобы пар наверху колонны
и жидкость внизу достигли заданных концентраций низкокипя-
щих и высококипящих компонентов.
Число тарелок, необходимых для разделения данной смеси,
определяется расчетным путем.
Под теоретической тарелкой понимают такую, на которой
массообмепивающиеся фазы приходят к полному равновесию.
Это допущение условно. Практически даже на тарелках самой
совершенной конструкции невозможно достигнуть полного равно-
весия фаз, поэтому число реальных тарелок всегда больше числа
теоретических:
Л/ 1УТ/Ц
где <V — реальное число тарелок в колонне; NT — теоретическое число тарелок;
ц — средний к. п. д. тарелок.
К-п.д. тарелок зависит от различных факторов: от конструк-
ции тарелок и режима ее работы. Значение к.и.д колеблется
в пределах т] = 0,4 4-0,7.
Диаметр колонны D определяют из уравнения расхода по
объему поднимающихся паров и допустимой их скорости:
V лУд V лбп
где V—максимальный объем паров по рассчитываемому сечению колонны;
Уд — допустимая линейная скорость паров в свободном сечении колонны; G —
максимальная масса паров; бд—допустимая массовая скорость потока паров.
Максимальные объем или массу паров находят из материаль-
ного баланса колонны.
Для различных сечений колонны объемы паров неодинаковы,
поэтому расчет ведут по максимальным объемам.
В тех случаях, когда объемы паров для различных сечений зна-
чительно отличаются друг от друга, колонну выполняют с раз-
ными диаметрами по высоте.
Диаметр колонны тем меньше, чем больше допустимые скорости
паров. Увеличение скоростей вызывает необходимость неоправ-
данного увеличения числа тарелок.
Допустимые скорости движения паров определяют по урав-
нениям и графикам. Значения их зависят от различных факторов,
в том числе и от конструкции тарелок, расстояния между ними,
плотностей жидкой и паровой фаз, поверхностного натяжения.
Высота колонны находится по числу реальных тарелок и при-
нятому между ними расстоянию, а также по высоте участков,
которые приходятся на долю питательной секции и свободных
5*
135
объемов между днищами и первой и последней тарелками. Размеры
этих участков принимают конструктивно.
Колонны выполняются как единое целое с «юбкой». Высота
«юбки» должна обеспечивать необходимый подпор жидкого остатка
в колонне на прием насоса, откачивающего его, а также свободный
доступ обслуживающего персонала к разъемным соединениям под
днищем колонны.
Насадочные колонны. Насадочная колонна пред-
ставляет собой цилиндрический вертикальный аппарат, запол-
ненный по всей высоте или на отдельных участках насадкой опре-
деленных размеров и конфигурации.
Насадка предназначена для создания большой поверхности
контакта между стекающей по ней жидкостью и поднимающимся
ютоком паров и их интенсивного перемешивания.
Контакт и массообмен в насадочной колонне происходят не-
прерывно и на всем участке аппарата, заполненном насадкой.
Этим и отличается работа насадочной колонны от тарельчатой.
В насадочных колоннах практически невозможно добиться
равномерного распределения стекающей сверху вниз жидкости
по всем поперечным сечениям аппарата.
В настоящее время насадочные колонны применяются только
для проведения процессов адсорбции и экстракции; для прове-
дения ректификации они применяются редко.
При определении диаметра насадочных колонн обычно руко-
водствуются допустимыми скоростями движения паров по колонне
и, в частности, в каналах насадки.
При заданной производительности диаметр колонны должен
быть таким, чтобы скорость восходящих паров не нарушала по-
стоянного противоточного движения жидкой и паровой фаз.
Интенсивность массообмена и сопротивление движущимся
потокам паров и жидкости зависит от применяемой насадки.
На установках каталитического риформинга в качестве на-
садки применяются кольца Рашига, обеспечивающие универсаль-
ность практического использования. Кольца Рашига имеют оди-
наковый диаметр и высоту, но различную толщину стенки.
Насадка укладывается беспорядочно на колосниковую решетку,
представляющую собой тарелку из просечно-вытяжных металли-
ческих листов или перфорированных решеток.
Эксплуатация насадочных колонн не сложная. Важно поддер-
живать оптимальные температурный режим и скорость паров,
а также предотвратить закоксовывание насадки.
Абсорберы, адсорберы и десорберы. Процесс абсорбции состоит
в избирательном поглощении жидкостью (абсорбентом) целевых
составных частей исходной газовой смеси. Путем абсорбции про-
водят разделение, очистку и осушку различных углеводородных
газов.
Процесс абсорбции протекает тогда, когда парциальное давле-
ние или концентрация извлекаемого компонента в газовой смеси
больше, чем в абсорбенте. Чем больше эта разность, тем интен-
136
рис. 27. Абсорбер очистки циркуляционного газа:
; — штуцер вывода газа; 2 — верхний каплеуловитель; 3 —
отбойник; 4 — штуцер ввода абсорбента; 5 — барботажная та-
релка; 6 — отбойная шляпка; 7 — газовая труба; 8 — штуцер
вывода раствора; 9 — глухая тарелка; 10 — ситчатый отбой-
ник; // — елнвкая труба; 12 — штуцер вывода конденсата;
13 — штуцер вывода газов.
сивнее переход компонента из газовой смеси
в жидкость (абсорбент). Когда парциальное
давление или концентрация компонента в жид-
кости больше, чем в газовой смеси, происходит
десорбция — выделение растворенного газа из
раствора.
Абсорберы и десорберы работают попарно.
В некоторых случаях абсорбцию и десорбцию
осуществляют последовательно в одном и том
же аппарате.
Абсорберы установок каталитического ри-
форминга и гидроочистки служат для удале-
ния сероводорода и водяных паров из цирку-
ляционных газов (рис. 27). Процесс адсорбции
заключается в избирательном поглощении веще-
ства поверхностью адсорбента—пористого твер-
дого вещества. Такое поглощение объясняется
наличием сил взаимного притяжения между молекулами адсор-
бента и молекулами адсорбируемого вещества.
Адсорбция обычно применяется для разделения смесей, содер-
жащих незначительные количества поглощаемых веществ. На
установках каталитического риформинга путем адсорбции извле-
кают бензин из углеводородных газов, проводят осушку газов.
Поглощенное адсорбентом вещество выделяется из него десорб-
цией. В результате десорбции и последующей обработки адсорбента
последний регенерируется и может быть использован вновь.
Жидкостные экстракторы. На установках каталитического
риформинга для получения ароматических углеводородов (бен-
зола, толуола и ксилолов) применяют жидкостную экстракцию.
Процесс экстракции заключается в разделении смеси компонентов
путем обработки раствора катализата растворителем. В качестве
растворителей используется диэтиленгликоль, триэтиленгликоль
и тетр а эти лен гл и коль.
Конструкции экстракторов — аппаратов, в которых осуще-
ствляется процесс экстракции — должен обеспечивать тщатель-
ный контакт массообменивающихся фаз и их последующее разде-
ление.
На блоках экстракции установок каталитического риформинга
экстракторы представляют собой колонны с тарелками специаль-
ной конструкции.
Отпарные колонны. На установках каталитического рифор-
минга с экстракцией ароматических углеводородов широко ис-
пользуется процесс отпарки.
137
В процессе отпарки отделяются сероводород, вода, углеводо-
родные газы, проводится регенерация растворителя.
Отпарная колонна предварительной ги-
дроочистки сырья процесса каталитического рифор-
минга служит для удаления влаги, содержащейся в сырье, и серо-
водорода, образующегося в реакторе. Она представляет собой
вертикальный стальной аппарат с корпусом различного диаметра
по высоте, заполненный барботажными тарелками.
В качестве барботажных тарелок в отпарной колонне на дей-
ствующих заводах используются S-образпые и клапанные тарелки.
Различный диаметр корпуса колонны объясняется незначи-
тельным количеством верхнего продукта по отношению к ниж-
нему [около 2,5% (масс.)].
По экспериментальным данным количество орошения прини-
мается до 20% (масс.) от сырья колонны.
Сырье, как правило, подается в колонну в парожидкостно.м
виде. Конструкция ввода должна способствовать равномерному
распределению потока по сечению тарелки колонны. Сырье, по-
ступающее в колонну, изменяется по составу, поэтому по высоте
колонны предусматривают два ввода сырья: один на переходе
от одного диаметра к другому, второй на 4—5 тарелок ниже.
Орошение подводится в колонну на верхнюю тарелку.
Подвод теплоты в колонну осуществляется с помощью кипя-
тильника либо печн.
Для обеспечения устойчивой работы термосифоннодо рибой-
лера в нижней части колонны выполнена перегородка, которая
делит колонну на две части: в одной части циркуляция жидкости
осуществляется вследствие разности давлений столба горячей
жидкости и парожидкостной смеси, в другой поддерживается
уровень жидкости, обеспечивающий нормальную 10—15 минут-
ную работу насоса, откачивающего стабильный гидрогенизат.
Жидкость, поступая из колонны в трубное пространство термо-
сифонного рибойлера, нагревается в нижней части трубок до точки
кипения.
Из рибойлера парожидкостная смесь направляется в колонну
под нижнюю тарелку.
Для исключения влияния струи парожидкостной смеси, посту-
пающей из рибойлера, на регулятор уровня в колонне предусмот-
рена наклонная сегментная перегородка.
Нормальная работа колонны зависит от правильного распо-
ложения термосифонных рибойлеров относительно колонны, от
диаметра подводящих трубопроводов. В большинстве случаев
вертикальный термосифонный кипятильник крепится к колонне
таким образом, чтобы верхняя трубная решетка рибойлера была
на уровне жидкости в колонне.
Рекомендуется вводить жидкостный трубопровод в нижнюю
трубную камеру рибойлера снизу. Это нужно для того, чтобы
равномерно распределить входящую жидкость по трубкам ри-
бойлера.
138
Вывод парожидкостпого трубопровода ив верхней трубной
камеры рибойлера но возможности делается сбоку для сокращения
высоты куба колонны н упрощения трубной! обвязки рибойлера.
Тщательный гидравлический расчет циркуляционного контура
вертикального термосифона необходим для того, чтобы не допус-
тить чрезмерного испарения в рибойлере (доля отгона X с 0,3),
исключить снижение его теплопронзводительности.
Для подбора диаметра трубопровода можно использовать
следующие приближенные формулы:
1) для диаметра парожидкостного трубопровода
Dn. ж ~ ^вп
2) для жидкостного трубопровода
б^ж ~ 1/аОп. ж
где dBI1 — внутренний диаметр трубок рибойлера; лтр — число трубок в ри-
бойлере.
Отпарная колонна блока экстракции
ароматических углеводородов с камерой
одно к р а тного испарения служит для извлечения
ароматических углеводородов из насыщенного растворителя.
С помощью острого водяного пара отпариваются поглощенные
диэтиленгликолем или другим растворителем ароматические угле-
водороды. Чем ниже парциальное давление смеси индивидуаль-
ных углеводородов, тем больше требуется водяного пара на их
отпарку.
Количество водяного пара определяется расчетным путем и
подтверждается экспериментально.
При экстракции бензола количество острого водяного пара
составляет до 3 %, а при экстракции толуола и ксилола—до
5 %.
Отпарная колонна — стальной аппарат с корпусом различ-
ного диаметра, состоящий из двух частей: верхняя часть — ка-
мера однократного испарения, представляющая собой полый ап-
парат, и нижняя часть, заполненная барботажными тарелками.
Камера однократного испарения служит для выделения лег-
ких углеводородов, содержащихся в насыщенном растворителе.
В качестве барботажных тарелок в отпарной колонне исполь-
зуются S-образные и клапанные тарелки.
В колонне предусмотрен раздельный вывод рисайкла и экст-
ракта, что позволяет максимально отогнать с рисайклом увле-
ченные насыщенным растворителем парафиновые углеводороды.
Выводы из колонны выполнены таким образом, чтобы обес-
печить минимальный унос растворителя с рисайклом и экстрак-
том.
Из-за низкой термостабильности растворителя, подвод теплоты
в колонну осуществляется только термосифонным рибойлером.
Жидкость в термосифонный кипятильник поступает с глухой
тарелки.
’39
Рис. 28. Стабилизационная колонна:
I — воздушник; 2 — штуцер для
предохранительного клапана; 3 —
штуцер для регулятора уровня;
4 — штуцер для манометра; 5 — шту-
цер для термопары; 6 — штуцер для
пропарки; 7 — люк; 8 — окно;
I — сырье; II — орошение; III —
пары из кипятильника; IV — жид-
кость в кипятильник; V — продукт;
V/ — пары из колонны.
Расстояние от уровня
жидкост!! в нижней части
колонны до глухой тарелки
зависит от диаметра нижней
части колонны и составляет
1—2 м для достижения рав-
номерного распределения по
сечению колонны поступа-
ющих из рибойлера паров
продукта.
Из рибойлера парожид-
ксстная смесь вводится под
глухую тарелку.
Высотная отметка ко-
лонны (высота опорной части)
определяется конструктивно
размерами циркуляционной
линии и длиной труб в ри-
бойлере.
Стабилизационная колон-
на. Стабилизационная ко-
лонна (рис. 28) представляет собой вертикальный аппарат с кор-
пусом различного диаметра, заполненный барботажными та-
релками, выполненный из стали.
Различный диаметр корпуса обусловлен незначительным
количеством верхнего продукта по отношению к составу 13—10%
(масс.) в зависимости от характеристики сырья и требуемого
качества стабильного продукта].
Габариты колонны, число тарелок, кратность орошения
определяются хорошо известными технологическими расче-
тами.
В качестве барботажных тарелок в колоннах на действую-
щих заводах применяются желобчатые, S-образные, клапанные,
ситчатые. Такое разнообразие тарелок объясняется разработкой
новых их модификаций, более эффективных, обеспечивающих
оптимальные условия работы колонн. В настоящее время широко
используются клапанные тарелки. При интенсификации уста-
новок на действующих заводах заменяют существующие тарелки
на клапанные.
Стабилизационная колонна работает со значительным коле-
банием состава и количества сырья.
140
Сырье в колонну подается в парожидкостном виде. Конструк-
ция узла ввода должна быть выполнена таким образом, чтобы
обеспечивалась хорошая сепарация фаз и равномерное распре-
деление паров по сечению колонны.
Состав сырья, поступающего в колонну, колеблется, поэтому
по высоте колонны предусматривается два штуцера ввода сырья.
Одни от другого штуцеры расположены на 3—4 тарелки.
Ввод орошения в колонну осуществляется в глухой карман
верхней тарелки. Для гашения струи рекомендуется штуцер
направить в низ кармана.
Ввод теплоты в колонну осуществляется с помощью термоси-
фонного кипятильника.
Экстракционные колонны. Экстракционная колонна (рис. 29)
применяется для извлечения ароматических углеводородов (бен-
зола, толуола и ксилола) из катализата экстрагентом, которым
служит диэтиленгликоль, триэтиленгликоль, тетраэтиленгликоль
и другие растворители.
Колонна представляет собой стальной вертикальный аппарат
с двойными или одинарными тарелками с внутренними перето-
ками. Внутренний ее диаметр определяется по допустимой ве-
личине нагрузки жидкости па 1 ма площади поперечного се-
чения.
Перфорированные тарелки в колонне служат для улучшения
контакта между растворителем и стабильным катализатом. Для
создания возможно большей поверхности контакта фаз и для
увеличения скорости массопередачи дисперсной фазой исполь-
зуют диэтиленгликоль пли другой растворитель, а сплошной
фазой — нефтепродукт (стабильный катализат риформинга).
Диспергирование в колонне осуществляется за счет собствен-
ной энергии потоков и устройства тарелки.
Легкая фаза движется навстречу тяжелой, перемещение пото-
ков происходит за счет разности плотностей жидкостей.
В экстракционной колонне с ситчатыми тарелками дисперсная
фаза много раз раздробляется при прохождении сквозь отверстия
ситчатых тарелок (диаметр отверстий 6,3 мм с шагом 18 мм и
разбивкой под углом 60° для верхней пластины и с шагом 11 мм
и разбивкой под углом 60° для нижней пластины двойной тарелки).
Струи дисперсной фазы растворителя при этом распадаются на
мелкие капли, которые образуют слои над тарелками.
Диспергирование происходит, когда гидростатическое дав-
ление слоя жидкости становится достаточным для ее прохождения
сквозь отверстия.
Для стока сплошной фазы на тарелках имеются сливные пат-
рубки.
Контакт между фазами увеличивается при обтекании пере-
городок . дисперсной фазой в виде тонкой пленки.
Число тарелок определяется экспериментальным или рас-
четным путем и составляет: 60—68 шт. — при экстракции легких
ароматических углеводородов — бензола, толуола; 80 шт. —
141
40 980
Рис, 29. Экстракционная колонна с двухслойными перфорированными тарелками:
/ — воздушник; 2 — штуцер для создания газовой подушки; 3 — штуцер для регу-
ляторов уровня; 4 — люк; 5 — штуцер для манометра;
/ — сырье; 11 — рисайкл; 111 — растворитель; IV — рафинат; V — насыщенный рас-
творитель.
при экстракции тяжелых ароматических углеводородов — кси-
лолов.
Расстояние между тарелками — 310 мм.
При экстракции бензола применяются одинарные перфори-
рованные тарелки, во всех других случаях — двойные перфо-
рированные.
ТЕПЛООБМЕННИКИ
В установках каталитического риформинга и экстракции
ароматических углеводородов используется теплообменная ап-
паратура для утилизации теплоты и охлаждения технологических
потоков.
142
Процессы риформинга протекают при довольно высоких тем-
пературах (до 530 °C), поэтому технологические потоки установок,
особенно для установок повышенной производительности, об-
ладают высокой теплоэиергое.мкостью и доля теплообменной ап-
паратуры от всего оборудования довольно высока и составляет
около 20—25% .
Выбор теплообменной аппаратуры осуществляется на осно-
вании технологических расчетов, опыта эксплуатации и анализа
капитальных и эксплуатационных расходов.
Технологический расчет теплообменной аппаратуры довольно
широко представлен в литературе [29—31].
В зависимости от используемых сред, температур и давления
применяются различные теплообменники, но в установках ри-
форминга используются в основном теплообменники кожухо-
трубного типа но ГОСТ 23762—79 и ГОСТ 14246—79.
Вся теплообменная аппаратура конструктивно выбирается,
исходя из следующих условий: 1) достижения высокого коэф-
фициента теплопередачи обращаемых технологических потоков;
2) обеспечения герметичности трубного и межтрубного прост-
ранства, герметичности и надежности уплотнения крышек пла-
вающей головки для исключения возможности смешения сырья
и готовых продуктов; 3) получения минимальных гидравлических
сопротивлений при движении технологических потоков; 4) на-
дежности теплообменной аппаратуры, обеспечивающей длитель-
ный срок эксплуатации (около 100 тыс. ч.); 5) удобства монтажа
и демонтажа трубных пучков, возможности осмотра и чистки
трубного пучка от продуктов коррозии, катализаторной пыли и
прочих загрязнений; 6) применения высокопрочных, а также
стойких против коррозии металлов.
Теплообменники реакторного блока используются для подо-
грева сырья за счет охлаждения газопродуктовой смеси, выхо-
дящей из блока реакторов. Доля теплоты, снимаемой в этих тепло-
обменниках, довольно высока (около 60—80% от общего коли-
чества теплоты, необходимой для нагрева сырья до температуры
реакции). Теплообменники работают в жестких условиях высоких
температур, давлений и в среде водорода, поэтому металлоем-
кость их велика и правильному выбору этих аппаратов предшеству-
ют тщательные технологические расчеты и технико-экономический
анализ.
При определении расчетной поверхности исходят из условия
передачи максимального количества теплоты при достаточно
высоком перепаде температур и приемлемом коэффициенте тепло-
передачи.
Укрупненные расчеты теплообменников реакторного блока
с двухфазной средой можно вести, исходя из коэффициента тепло-
передачи 290 — 400 Вт/(м2-К) при средней скорости потоков
3—6 м/с.
Конструкция. В реакторном блоке используются ко-
жухотрубные противоточные теплообменники с плавающей го-
143
ловкой. В практике нашли применение как одноходовые противо-
точные аппараты, так и многоходовые по трубному пространству.
Наиболее эффективны кожухотрубные теплообменники с ком-
пенсатором на плавающей головке, поскольку в них обеспечи-
вается строгий противоток и хорошая компенсация теплового
расширения трубок относительно корпуса аппарата.
В первых установках типа Л-35-5 и Л-35-11/300 применялись
одноходовые противоточные теплообменники с сальниковыми
уплотнениями, но эксплуатация показала, что асбестовая набивка,
используемая для уплотнения, не обеспечивает требуемой герме-
тичности и соответственно длительной эксплуатации. В дальней-
шем от аппаратов с сальниковой набивкой отказались, заменив
их более прогрессивными теплообменными аппаратами с сильфон-
ным уплотнением.
В установках Л-35-11/600 применялись теплообменники
с внутренней трубой конструкции Гппронефтемаша. Однако ши-
рокого распространения эти теплообменники не получили ввиду
большой удельной металлоемкости на 1 м2 теплопередающей по-
верхности.
Новая более прогрессивная конструкция теплообменника с пла-
вающей головкой и линзовым компенсатором позволила увеличить
теплопроизводительность теплообменных аппаратов за счет уве-
личения на 15—25% заполнения корпуса теплообменными тру-
бами, расположенными в центре аппарата,' вместо центральной
трубы. Устранение центральной трубы увеличило также про-
ходное сечение и исключило поворот потока на 180 °C и тем самым
уменьшило гидравлическое сопротивление.
Ранее применялись теплообменные аппараты на расчетное
давление 1,6—6,4 МПа с диаметром кожуха 325—1400 мм и тепло-
передающей поверхностью от 12,5 до 1250 м2. Трубные пучки
состояли из трубок диаметром 20 или 25 мм. Трубы в трубных
пучках располагались по вершинам квадратов или равносторон-
них треугольников. Теплообменники с расположением труб по
вершинам равносторонних треугольников применяют, когда в
межтрубное пространство аппарата поступает относительно чис-
тый продукт, отложения которого на наружной поверхности тепло-
обменных труб можно устранить промывкой или пропаркой без
механической чистки. Длина труб в аппаратах диаметром 325—
500 мм составляла 3000 и 6000 мм; в аппаратах диаметром 600—
1400 мм применялись трубы длиной 6000 и 9000 мм.
Применение длинных трубок затрудняет их чистку и замену,
а также увеличивает общие габариты установок за счет создания
свободного пространства для выемки и установки трубного пучка
при ремонтах.
В настоящее время в реакторных блоках применяются тепло-
обменники на условное давление в трубном пространстве от 5,0
до 10 МПа и от 5,0 до 8 МПа в межтрубном пространстве и тем-
пературу до 540 °C, с диаметром кожуха от 800 до 1300 мм и тепло-
передающей поверхностью от 178 до 1088 м2.
144
Исходя из условий чистки аппарата, трубы в трубных пучках
в основном располагают по квадрату. Длина труб в трубном пучке
составляет 6000 или 9000 мм.
Кожухотрубный теплообменник с плавающей головкой по-
казан на рис. 30. Благодаря тому, что одна из трубных решеток
теплообменника не прикреплена к корпусу, при нагревании кор-
пус и трубный пучок не испытывают температурных напряжений.
Теплообменник работает следующим образом. Один из тепло-
обменивающих потоков поступает через штуцер в распределитель-
ную камеру, затем через часть труб пучка в камеру, образованную
подвижной трубной решеткой и ее крышкой. В этой камере поток
изменяет направление движения, снова проходит через трубы
и вновь поступает в распределительную камеру. С помощью пе-
регородок можно создать в теплообменнике по трубному прост-
ранству 2; 4 и большее число потоков. Теплообменники в этом
случае называются двух-, четырех- и многопоточными.
Другой теплообменивающий поток поступает в корпус и
омывая трубный пучок покидает его. В установках риформинга
применяются только одноходовые теплообменники по межтруб-
ному пространству.
Для удлинения пути жидкости, создания необходимых ско-
ростей потока в межтрубном пространстве в теплообменниках
устанавливаются поперечные перегородки. Кроме технологи-
ческого назначения поперечные перегородки служат также про-
межуточными опорами для трубного пучка, препятствуя проги-
банию трубок. Применяются перегородки с сегментным вырезом.
Трубная обвязка. Проходя через теплообменный
аппарат, потоки газа или жидкости при нагревании перемещаются
снизу вверх, а при охлаждении — сверху вниз. При таком пере-
мещении происходит естественная конвекция в аппарате.
В теории теплообмена рекомендуется для достижения хорошего
эффективного теплообмена соблюдать принцип направленной
конвекции, когда направление естественной конвекции совпа-
дает с движением газожидкостных потоков. В этом случае
Рис. 30. Теплообменник с плавающей головкой:
1 — крышка распределительной камеры; 2 — распределительная камера; 3 — непо-
движная трубная решетка; 4 — кожух; 5 — теплообменная труба; 6 — промежуточная
перегородка; 7 — опорная перегородка; 8 — прокладка крышки кожуха; 9 — полу-
кольцо; 10 — подвижная трубная решетка; // — крышка кожуха; 12 — прокладка
плавающей Головин; 13 — крышка плавающей головки; 14 — опора; 15 — подкладка
под опору; 16 — платформа; 17 — прокладка кожуха; 18 — прокладка распределитель-
ной камеры.
145
создаются более благоприятные условия для равномерного обте-
кания потоком теплопередающих поверхностей.
Соблюдение указанного принципа особенно важно при об-
вязке теплообменников реакторного блока, так как при этом имеет
место теплообмен между двухфазными потоками.
При неправильной обвязке теплообменников из-за резкого
различия физических свойств газа и жидкости может происходить
избирательное движение газа и жидкости, возникновение застой-
ных зон, в результате чего нарушается теплообмен и резко сни-
жается теплосъем. Чтобы этого не происходило, рекомендуется
при обвязке теплообменников реакторного блока газосырье-
вую смесь направлять в межтрубное пространство, причем поток
направлять снизу, а выводить через верхний штуцер.
Газопродуктовая смесь направляется в трубное пространство
через верхний штуцер, а выводится через нижний штуцер.
В последнее время широкое распространение получило бло-
кирование теплообменных аппаратов реакторного блока. Компо-
новка аппаратов в блок позволяет уменьшить расход высоко-
легированных сталей, требуемых для обвязки трубопроводами,
оптимально решить вопросы тепловой компенсации трубопрово-
дов, уменьшить площадь для размещения аппаратуры, сократить
время строительно-монтажных работ.
На рис. 31 приведена схема и общий вид компоновки кожухо-
трубных теплообменников в блок диаметром 1200 мм.
Теплообменники блоков стабилизации катализата, экстракции
ароматических углеводородов и.блоков очистки газа от сероводо-
рода служат, как правило, для теплообмена между однофазными
потоками.
При выборе аппаратов очень важно выбрать температурный
интервал нагреваемых и охлаждаемых продуктов и подобрать
скорости движения сред таким образом, чтобы при минимальных
капитальных вложениях были оптимальные гидравлические со-
противления и соответственно эксплуатационные расходы. ,
При предварительных расчетах диаметр аппарата можно вы-
бирать, исходя из скоростей в трубном пространстве 1,0—3,0 м/с,
а в межтрубном пространстве — от 0,5 до 1,0 м/с.
Поверхность теплообмена укрупненно выбирают, задаваясь
определенным температурным интервалом и рекомендуемым для
данных сред коэффициентом теплопередачи.
При указанных скоростях коэффициент теплопередачи может
составлять от 250 до 350 Вт/(м'2-К).
После выбора схемы теплообмена и определения числа аппара-
тов и общей поверхности теплопередачи значение коэффициента
теплопередачи уточняется с помощью расчетов.
Правильность расчета теплообменников зависит от того, на-
сколько расчетное значение коэффициента теплопередачи близко
к фактическому.
Конструкция аппаратов для данных узлов выбирается в со-
ответствии с требованиями ГОСТ 14246—79.
146
Рис. 31. Схема (л) и общий вид (б) компоновки теплообменников в блоке:
А — неподвижная опора; Б — пружинная опора.
Рис. 32. Теплообменник с плавающей головкой и сильфонным компенсатором:
/ — распределительная камера; 2 — трубчатая решетка; 3 — кожух; 4 — теплообменная
трубка; 5 — крышка корпуса; 6 — компенсатор; 7 — крышка плавающей головки;
3 — опора.
147
Аппараты предусматривают перекрестное направление пото-
ков, а так как при многократном ходе потока расчетный попра-
вочный коэффициент приближается к единице, то для получения
в целом эффективного теплообмена аппараты сдваивают, а иногда
даже страивают.
Коррозионноактивные потоки, как правило, направляются
в трубное пространство, а менее активные потоки (такие как ста-
бильный катализат, рафинат и т. п.) — в межтрубное пространство.
В блоках регенерации раствора моноэтаноламина насыщен-
ный раствор моноэтаноламина направляется в трубное прост-
ранство, а регенерированный раствор — в межтрубное.
Рекомендуемые диаметры трубок в теплообменниках — 20 мм,
длина — 6000 мм, расположение трубок — по квадрату.
Конструкция теплообменника, обычно применяемая на прак-
тике, приведена на рис. 32.
ХОЛОДИЛЬНИКИ
На установках риформинга раньше применялись холодиль-
ные аппараты, в которых хладагентом была оборотная или све-
жая вода. В настоящее время с широким внедрением аппаратов
воздушного охлаждения основной теплосъем технологических
потоков осуществляется в аппаратах воздушного охлаждения,
а доохлаждение — в водяных холодильниках.
Внедрение в нефтепереработке высокопроизводительных уста-
новок требует громадных расходов воды.
При воздушном охлаждении значительно сокращаются рас-
ходы оборотной воды, уменьшается количество загрязненных
промышленных стоков и капитальные и эксплуатационные зат-
раты на очистные сооружения, градирни и насосные блоков обо-
ротного водоснабжения.
Использование аппаратов воздушного охлаждения позво-
ляет модернизировать действующие установки, повысить их про-
изводительность, не затрагивая систему водоснабжения и кана-
тизации, не увеличивая потерь нефтепродуктов и сброса сточных
ВОД.
Применение конденсаторов-холодильников воздушного ох-
лаждения резко сокращает расход электроэнергии на перекачку
воды на большие расстояния, снижает трудоемкость и стоимость
ремонтных работ, обеспечивает стабильность коэффициента тепло-
передачи за счет того, что поверхность труб с наружной стороны
загрязняется меньше.
Использование аппаратов воздушного охлаждения позволяет
осуществить автоматическое регулирование процессов конден-
сации и охлаждения.
При воздушном охлаждении проблема борьбы с коррозией
значительно упрощается, так как в последнем случае материал
внутренней трубы выбирают, исходя из условия противодействия
коррозии со стороны охлаждаемого продукта, а наружную трубу,
148
па которой накатаны высокие ребра, выполняют нз обычного
алюминия.
Водяные холодильники в установках риформинга применяют
кожухотрубного типа по ГОСТ 14244—79. Выбирают холодиль-
ники, как и теплообменники, исходя из тепловой нагрузки, сред-
ней разности температур и коэффициента теплопередачи.
При этом рекомендуется соблюдать следующие требования:
1) скорость воды в трубах должна быть не менее 1 м/с (при таких
скоростях уменьшается количество отложений в трубках за счет
загрязненности воды мехпримесями и продуктами коррозии);
2) начальная температура воды должна находиться в пределах
25—28 °C, а конечная не превышать 45 °C; 3) конечная темпера-
тура охлаждаемых продуктов должна быть не ниже 40 °C (более
низкая температура должна быть экономически оправдана техно-
логическими расчетами).
Для укрупненных расчетов рекомендуются следующие коэф-
фициенты теплопередачи К [в Вт/(м2-К) ]*: газопродуктовая
смесь в блоке предварительной гидроочистки — 175—200; газо-
продуктовая смесь в блоке риформинга — 150—200; растворы
ДЭГ, стабильный катализат, экстракт, рафинат, индивидуальные
ароматические углеводороды — 150—175; высшая ароматика —
175—230; углеводородный газ — 100—175; водородсодержащий
газ — 230—300.
Скорости потоков (в м/с) рекомендуется устанавливать в сле-
дующих пределах: жидкости — 1—3; газ — 5—15; газожид-
костная смесь — 5—10; вода в трубках — 1—2.
После выбора конструкции аппарата следует выполнить по-
верочные расчеты коэффициента теплопередачи.
Неправильно рассчитанные коэффициенты теплопередачи могут
привести к следующим последствиям: 1) при завышении коэффи-
циента теплопередачи —-к занижению поверхности теплопере-
дачи и недоохлаждению технологических потоков до требуемых
температур; 2) при занижении коэффициента теплопередачи —
к завышенной поверхности, перегреву .оборотной воды и, как
следствие, к интенсивному отложению накипи в трубках.
Ввиду того, что оборотная вода содержит механические при-
меси, а также склонна к образованию накипи, при обвязке холо-
дильников для облегчения чистки вода всегда направляется
в трубное пространство, а технологический поток — в межтруб-
ное пространство. При этом для улучшения теплообмена необ-
ходимо подводить воду к аппарату снизу, а охлаждаемый поток —
сверху.
В практике применяют холодильники с плавающей головкой,
диаметром корпуса от 325 до 1400 мм на условное давление по
трубному пространству до 1,0 МПа, по межтрубному прост-
ранству — на 1,6; 2,5; 4 и 6,4 МПа.
* Коэффициенты К приведены, исходя из термического сопротивления воды
0,0009 м2-К/Вт.
149
Поверхность теплообмена изменяется в широких пределах —
от 10 до 1246 м2. Число ходов по трубам принимается равным 2
или 4.
До диаметра корпуса, равного 530 мм, применяются трубки
длиной 3000 и 6000 мм, а свыше —длиной 6000 и 9000 мм. Наи-
более широко применяются холодильники с трубами длиной
6000 мм.
Трубный пучок состоит из трубок диаметром 20 или 25 мм.
Расположение труб в трубных пучках принимается по квадрату.
Корпус холодильников в основном изготавливается из сталей
ВСтЗсп5 или 16ГС, распределительные камеры — из стали
ВСтЗпс4, трубы — из стали марок 10 или 20. Для продуктов,
содержащих сероводород, следы НС1 и воду, рекомендуется при-
менять трубы из латуни марки ЛАМш77—2—0,05. В некоторых
случаях применяются трубы из медио-никелевых или никель-
медных сплавов.
Аппараты воздушного охлаждения (АВО). На установках ри-
форминга и экстракции ароматических углеводородов широкое
применение нашли аппараты воздушного охлаждения. Наиболее
часто применяются аппараты типа АВГ и АВЗ с коэффициентом
оребрения 9 и 14,6. В высокопроизводительных установках ис-
пользуются аппараты с коэффициентом оребрения 22, а для по-
токов с небольшой тепловой нагрузкой — аппараты типа АВМ.
Аппараты АВГ и АВЗ имеют следующие достоинства: 1) зна-
чительные поверхности охлаждения при относительно малых
занимаемых площадях (в особенности аппараты типа АВЗ);
2) оребрение труб выполняется в трех вариантах 9; 14,6 и 22;
(в последнее время практикуется применение аппаратов с оребре-
нием 20); 3) широкий диапазон применяемых материалов обес-
печивает надежную эксплуатацию при различных технологи-
ческих средах, температуре, давлениях и агрессивности среды;
4) возможность дистанционного или ручного регулирования угла
поворота лопастей вентилятора; 5) надежная эксплуатация
в районах с холодным, умеренным и тропическим климатом и
в районах с сейсмичностью 7 баллов; 6) широкая унификация сек-
ций аппаратов, опорных конструкций, приводов и других эле-
ментов; 7) детально разработанная техническая документация,
облегчающая выбор, заказ, поставку и ремонт аппаратов.
Аппарат типа АВГ. Аппарат данного типа предназначен для
конденсации и охлаждения парообразных, газообразных и
жидких нефтепродуктов в интервале температур от минус 40 °C
до плюс 300 °C и давлении до 6,4 МПа.
Аппарат, представленный на рис. 33, состоит из горизонтально
расположенных секций оребренных труб, которые устанавлива-
ются на металлоконструкциях. Под этими секциями распола-
гаются осевые вентиляторы, которые нагнетают воздух для ох-
лаждения оребренных поверхностей труб, по которым проходит
охлаждаемая среда. Число секций —3. В каждой из них может
быть 4; 6 или 8 рядов труб, расположенных в шахматном порядке
150
по вершинам равносторонних треугольников. Длина труб — 4000
или 8000 мм. В зависимости от длины труб устанавливается один
пли два вентилятора. Диаметр вентилятора 2800 мм.
Для исключения температурных деформаций при нагревании
секции крепятся к опорным металлоконструкциям только с одной
стороны. Для предотвращения утечки воздуха предусматривается
устройство с боков секций дефлекторов.
Осевой вентилятор состоит из колеса, на ступице которого
закреплены 8 поворотных лопастей, редуктора, электродвигателя
и аэродинамических элементов.
В настоящее время более широкое применение нашли аппа-
раты воздушного охлаждения с безредукторным приводом. В этом
случае применяют тихоходные электродвигатели серии ВАСО.
Аппарат комплектуется устройством для изменения угла по-
ворота лопастей вентилятора в пределах 10—25°. С помощью
изменения угла поворота лопастей можно подобрать наиболее
экономичный режим охлаждения.
Для снижения температуры охлаждающего воздуха в летний
период предусматриваются форсунки, с помощью которых в воз-
дух вспрыскивается вода.
В зимний период времени для поддержания постоянной тем-
пературы охлаждаемых продуктов используется конструкция
автоматически открывающихся и закрывающихся жалюзей. В тех
случаях, когда температура воздуха очень низка и возможно
переохлаждение конденсируемой жидкости практикуется полная
остановка вентилятора или реверсирование электродвигателя
вентилятора, с тем чтобы вентилятор прокачивал воздух сверху
аппарата.
Аппарат типа АВЗ. Аппарат данного типа предназначен для
охлаждения и конденсации нефтепродуктов в жидком и газооб-
разном состояниях при температуре среды от минус 40 °C до плюс
300 °C и давления до 6,4 МПа. Допускается применение аппара-
тов для работы под вакуумом с остаточным давлением не ниже
0,088 МПа. При примерно одинаковых с. АВГ габаритах аппарат
типа АВЗ имеет большую поверхность теплопередачи. На рис. 34
Рис. 33. Воздушный холодильник типа АВГ:
/ — штуцер входа горячего продукта; 2 — штуцер выхода охлажденного продукта:
3 — секция: 4 — диффузор вентилятора; 5 — колесо вентилятора; 6 — коллектор вен-
тилятора; 7 — кок; 8 — защитная сетка; 9 — электродвигатель; 10 — увлажнитель
воздуха.
151
Рис. 34. Воздушный холодильник типа АВЗ:
1 — штуцер входа горячего продукта; 2 — секция; 3 — штуцер выхода охлажденного
продукта; 4 — диффузор вентилятора; 5 —увлажнитель воздуха; 6 — колесо венти-
лятора; 7 — коллектор вентилятора; 8 — электродвигатель; 9 — кок; 10 — жалюзи.
представлен аппарат воздушного охлаждения с зигзагообразным
расположением секций.
Всего в аппарате размещается 6 секций оребренных труб дли-
ной 6000 мм, которые обдуваются воздухом с помощью одного
осевого вентилятора. Аппараты этого типа комплектуются тихоход-
ными электродвигателями серии ВАСО.
Секция аппарата может состоять из 4, 6 или 8 рядов труб.
Трубные пучки могут быть одно-, двух- и четырехходовыми или
восьмиходовыми.
Наружный диаметр труб и их расположение в трубном пучке
зависят от коэффициента оребрения: »
Коэффициент оребрения 9 14,6
Наружный диаметр оребренной тру- 49 56
бы, мм
Внутренний диаметр гладких труб, мм 21
Шаг размещения труб, мм' 52 58
20 22
57 57
20
58 58
Трубы в секции располагаются по треугольнику с углом в 60°.
Как и аппараты типа АВГ, воздушные холодильники типа
АВЗ комплектуются по требованию заказчика жалюзийными
устройствами и устройством для увлажнения воздуха.
Аппарат типа АВМ, предназначенный для охлаждения нефте-
продуктов при тех же максимальных условиях, что и аппараты
типа АВГ и АВЗ, состоят из горизонтально или вертикально рас-
положенных секций оребренных труб, обдуваемых воздухом с по-
мощью вентилятора (рис. 35).
152
Аппарат имеет три секции, в каждой из которых может быть
4; 6 или 8 рядов оребренных труб. Длина труб в секции состав-
ляет 1500 или 3000 мм.
В аппарате с длиной труб 1500 мм используется один осевой
вентилятор типа 06-300 № 8 с диаметром колеса 800 мм, а в ап-
парате с длиной труб 3000 мм—два вентилятора.
Как и другие аппараты воздушного охлаждения, ЛВМ комп-
лектуются устройством для открытия и закрытия жалюзей и
узлом впрыска воды.
Основные характеристики аппаратов воздушного охлаждения
приведенных типов представлены в табл. 33.
Выбор аппарата воздушного охлаждения заключается в под-
боре типа аппарата, необходимой поверхности теплопередачи и
материального исполнения.
Для установок большой производительности наиболее пред-
почтительно применение аппаратов типа АВЗ. Использование
этих аппаратов, по сравнению с другими типами, снижает эксплу-
атационные расходы, сокращает занимаемую площадь, упрощает
ремонт и обслуживание.
Малопоточные аппараты воздушного охлаждения типа АВМ
применяют для установок, где теплоэнергоемкость технологи-
ческих потоков невелика.
Требуемую поверхность охлаждения подсчитывают по мето-
дике ВНИИНефтемаша, при этом необходимо правильно выбрать
расчетную температуру воздуха. Обычно за нее принимают тем-
пературу в 13 ч дня самого жаркого месяца. Необходимо делать
проверку поверхности, исходя из наименьшей возможной тем-
пературы.
Для укрупненных расчетов можно рекомендовать приведен-
ные в табл. 34 значения общего коэффициента теплопередачи на
оребренную поверхность.
Материальное исполнение принимается в зависимости от агрес-
сивности охлаждаемой среды.
153
. СП
ТАБЛИЦА 33. Основные характеристики аппаратов воздушного охлаждения
Тип Нормативы ый Число вентн- Вну- тренний Коэф- фициент Поверх - кость аппа- Привод вентиляторов и мощность электродвигателей
документ на. м ров, шт. труб, мм оребре- ния рата по оребре- нию •, м1 тихоходный ВАСО кВт 1 редукторный В АО Л'. кВт
АВГ ОСТ 26-02-1522—77 4 1 21 9 14,6 875—1740 1250—2500 ВАСО—22 22 - ВАО 72-6 ВАО 81-6 22 30
8 2 22 9 14,6 1770—3500 2500—5100 ВАСО—30 ВАСО—37 30 37 ВАО 82-6 А02 81-12/6 А02 91-12/6 А02 92-12/6 40 10/19 18/32 25/45
' АВЗ . ОСТ 26-02-1521—77 6 1 в 20 21 22 9 14,6 22 (или 20) 2650—5300 3750—7500 4900—9800 ВАСО 16-14-24 ВАСО 16-29-24 ВАСО 16-34-24 37 75 90 — —
АВМ ОСТ 26-02-2018—77 1,5 1 20 9 14,6 22. 105—210 150—300 210—420 Взрывозащищен- ный B-100S4 3 — —
3,0 2 21 22 9 14,6 22 220—440 310—600 420—840 Невзрывозащи- щенный 4A100S4 3 — —
* В зависимости от числа рядов и числа труб.
ТАБЛИЦА 34. Значение коэффициента теплопередачи
[в Вт/(№- К)]
Условия конденсации и охлаждения Значения К при коэффи- циенте оребрения
9 | 14.6 | 20 (22)
Конденсация и частичное охлаждение газопро- 18—20 12—14 10—12
дуктовых потоков в блоках предварительной гидроочистки и риформинга (содержание некоп- денсируемых газов 15—20 %)
Конденсация бензиновых фракций (при отсут- ствии неконденсирующих газов) 30—35 25—28 15—18
Конденсация и частичное охлаждение бензино- вых фракций (скорость жидкости до 0,5 м/с) 25—28 20—22 15—17
Охлаждение бензиновых фракции (скорость жидкости 0,5—0,9 м/с) 25 20 15
ТРУБЧАТЫЕ ПЕЧИ
Трубчатые печи установок каталитического риформинга яв-
ляются наиболее сложными и дорогостоящими сооружениями.
В среднем сметная стоимость сооружения печей колеблется в пре-
делах 8—12% от общей стоимости оборудования и сооружения
установки. Кроме того, трубчатые печи — наиболее опасные
в пожарном отношении объекты установок, поскольку по своему
принципу технология нагрева взрыво- и пожароопасных продук-
тов в них связана с применением открытого огня.
По назначению трубчатые печи технологических установок
каталитического риформинга бензинов разделяются на следую-
щие группы: реакторные для нагрева газопродуктовой смеси
перед реакторами предварительной гидроочистки и риформинга;
стабилизации для нагрева нижнего продукта стабилизационной
колонны; «отпарки» для нагрева нижнего продукта отпарной
колонны в блоке предварительной гидроочистки и «осушки»
для нагрева газа на стадии регенерации.
По конструкции эти печи разделяются на следующие типы:
шатровые, вертикально-цилиндрические, вертикально-секцион-
ные, многокамерные, многопоточные и многопоточно-прямоточ-
ные. Последние три типа печей применяются в качестве реакторных
для процессов риформинга.
Реакторные трубчатые печи блока предварительной гидроочи-
стки бензинов. Теплопроизводительность реакторных трубчатых
печей блоков предварительной гидроочистки бензинов колеб-
лется для установок различной производительности от 4,65 МВт
(установка Л-24-300) до 14,5 МВт (установка Л4-35-11/1000)
и зависит от нагрузки печей по перерабатываемому сырью и
температурного перепада на печь или температур входа газопро-
дуктовой смеси в печь и выхода ее из печи. Температура входа
продукта в печь зависит в свою очередь от эффективности тепло-
155
съема и использования вторичной теплоты горячих продуктов
реакции в теплообменниках.
В зависимости от теплопроизводительности реакторные труб-
чатые печи блоков предварительной гидроочистки бензинов конст-
руктивно выполнялись шатровыми, односкатными для первых
установок типа Л-24-300, камерными в составе многокамерных
реакторных печей риформинга для установок типа Л-35-11/300
и Л-35-11/600. Для новых установок риформинга типа Л-35-11/1000
и ЛЧ-35-11/1000 эти печи выполнены вертикально-секционными.
При небольшой производительности установок и тепловой на-
грузке на печь не более 8 МВт в качестве реакторных печей пред-
варительной гидроочистки могут применяться вертикально-цилин-
дрические печи, например для ЛЧ-35-11/600-69, ЛЧ-35-11/600-72.
Наличие в сырье сернистых соединений при высоких темпе-
ратурах нагрева требует применения легированных сталей для
изготовления продуктовых змеевиков.
Реакторные печи каталитического риформинга бензинов яв-
ляются наиболее сложными по конструкции и имеют следующие
характерные особенности.
1. Нагрев сырья в них производится в смеси с большим ко-
личеством водорода. На 1 м3 сырья, находящегося в паровой фазе,
приходится до 5 м3 водорода. Такое соотношение газопродукто-
вой смеси предопределяет необходимость организации параллель-
ного движения продукта по трубам змеевика в печи, т. е. много-
поточность. В противном случае получаются недопустимо боль-
шие гидравлические сопротивления, а следовательно, растет
мощность циркуляционного компрессора.
2. По условиям технологического процесса осуществляется
промежуточный подвод теплоты по ступеням реакции. По этой
причине для процесса риформирования устанавливается несколько
реакторов (обычно 3—4); перед каждым реактором газопродук-
товая смесь нагревается в секции трубчатой печи.
3. По ступеням нагрева расходуется различное количество
теплоты. Расход теплоты на первую ступень нагрева достигает
50%, на вторую — 35%, на третью — 15%.
4. На входе в секции печи, особенно во вторую и третью,
поддерживаются высокие температуры газопродуктовой смеси
420—500 °C, что вызывает сложность при проектировании кон-
векционных секций печей. По этой причине на некоторых уста-
новках, таких как Л-35-6, конвекционная секция вообще не
предусматривалась: ее используют для нагрева газопродуктовой
смеси предварительной гидроочистки, где температуры входа
продукта ниже.
Суммарная теплопроизводительность ступеней нагрева реак-
торных печей риформинга, как и печей предварительной гидро-
очистки, зависит от их загрузки по сырью и его состава, кратности
циркуляции и температурного перепада. Она достигает 21—60 МВт
для установок производительностью по сырью 300—1000 тыс.т/год
соответственно.
156
Трубчатые реакторные печи первых установок риформинга
Л-35-5, Л-35-6, Л-35-11/300, ЛГ-35-11/300 выполнялись много-
камерными 1271. Эти печи имели несколько раздельно регулиру-
емых радиантных камер и общую конвекционную камеру. Много-
камерная печь для установок Л-35-6 вообще не имеет конвекцион-
ной камеры; ее роль выполняет отдельно стоящий котел-утили-
затор.
Реакторная печь установки Л-35-11/600 отличается от печей
установок типа Л-35-11/300 тем, что она не имеет перегородок
между камерами.
Следующим этапом в создании реакторных печей риформинга
явились «многопоточные печи» [32]. Преимущество этих печей
по сравнению с многокамерными — более низкое гидравлическое
сопротивление; снижение гидравлического сопротивления поз-
волило достичь экономии электроэнергии на привод циркуля-
ционного компрессора и при этом за счет применения труб мень-
шего диаметра снизить металлоемкость продуктового змеевика.
Трубчатые печи такой конструкции применялись для установок
типа ЛГ-35-11/300-95, ЛЧ-35-11/600, Л-35-8/300Б и ЛГ-35-8/300Б.
С увеличением мощности установок каталитического риформинга
резко возрастают диаметры трубопроводов, связывающих секции
реакторной печи риформинга с реакторами. Так, если для уста-
новок типа Л-35-11/300 этот диаметр равен 320 мм, то для печей
установок производительностью 1000 тыс. т/год требуется уже
диаметр 550 мм.
С применением труб больших диаметров, с значительными
толщинами стенки усложняется компенсация температурных
удлинений, поэтому появилась идея максимально приблизить
каждый реактор к соответствующей секции печи, а температурные
удлинения осуществлять за счет перемещения в камерах самого
змеевика. Так, была разработана трехсекционная печь рифор-
минга [33]. Эта печь отличается от ранее проектировавшихся
многопоточных печей тем, что радиантные камеры расположены
не в один ряд, как у многопоточных печей, а друг против друга
в виде креста. Такие печи были применены для многотоннажных
и комбинированных установок риформинга типа Л-35-11/1000
и ЛК-бу.
Несмотря на достоинства многопоточного змеевика и удачную
компоновку печи, обеспечивающую короткие связи печь—ре-
актор, трехсекционная печь все же имела недостатки. Каждый
радиантный поток продуктового змеевика этой печи был выполнен
в виде петли, обращенной вниз. Данная конструкция способство-
вала забиванию нижних частей труб окалиной и шламом, уда-
ление воды из змеевика после гидроиспытания было очень сложно.
Радиантные трубы трехсекционной печи выполнены с односто-
ронним радиантным нагревом. Такая схема из-за неравномерности
обогрева труб по окружности не позволяет принимать теплонапдя-
жения радиантных поверхностей выше 35 000 Вт/м2. Для исклю-
чения этих недостатков Ленгипронефтехимом была создана много-
157
поточная, прямоточная трубчатая печь каталитического рифор-
минга [34]. Отличительной особенностью этой печи явился двух-
сторонний радиантный обогрев труб змеевика, который позво-
лил по окружности увеличить равномерность тепловых напря-
жений, поднять среднее теплонапряжение радиантной поверх-
ности до 40 000—50 000 Вт/м2.
Кроме того, поскольку радиантные трубы выполнены прямыми
без поворотов и имеют не только верхние, но и нижние коллек-
торы, исключается возможность забивания труб, облегчается
чистка змеевика п освобождение от воды после гидроиспытания.
Прямоточные трубчатые печи применены Ленгипронефтехимом
в составе установок ЛЧ-35-11/1000.
Трубчатые печи — рибойлеры отпарной и стабилизационной
колонн. Для первых установок риформинга Л-35-5, Л-35-11/300,
Л-35-11/600 эти печи выполнялись шатрового типа с горизонталь-
ными радиантными трубами.
Создание типового ряда вертикально-секционных печей, от-
личающихся меньшей, чем у шатровых печей металлоемкостью
и площадью застройки, позволило применить в составе установок
каталитического риформинга Л-35-11/1000, ЛЧ-35-11/1000, блока
риформинга установок ЛК-6у вертикально-секционные печи.
Рабочие условия нагрева продукта в этих печах довольно
мягкие и сам нагреваемый продукт (бензин) не содержит корро-
зионных примесей. Отсюда обычное материальное оформление
продуктовых змеевиков печен «отпарки» и «стабилизации» — угле-
родистая сталь.
Трубчатые печи «осушки» циркуляционного газа. Поскольку
тепловая нагрузка на эти печи довольно низкая (отО,35доО,65МВт)
в их качестве обычно применяются вертикально-цилиндрические
лечи с наружным диаметром 2—2,5 м. Печь «осушки» оснащается
одной газовой горелкой, расположенной в середине пода печи,
змеевик выполняется чисто радиантным без конвекционной сек-
ции.
Вертикально-цилиндрические печи первых установок рифор-
минга имели радиантный змеевик спиралевидной формы. Для
улучшения ремонтоспособности печей и уменьшения расхода
металла змеевики печей «осушки» циркуляционного водород-
содержащего газа установок Л-35-11/1000 и блока риформинга
ЛК-бу выполнены, как и для других цилиндрических и верти-
кально-секционных печей, из вертикально расположенных шпилек.
Вследствие водородной коррозии змеевики этих печей выпол-
няются из стали 15Х5М.
Шатровые печи — это аппараты устаревшей конструкции
с большой металлоемкостью и площадью застройки. В настоящее
время шатровые печи для новых установок риформинга не при^-
меняются, но поскольку на действующих установках риформинга
эксплуатируется более 500 различных шатровых печей, основ-
ные конструктивные особенности этих печей необходимо рассмат-
реть. Шатровые печи бывают односкатные и двухскатные.
158
Двухскатная шатровая печь (рис. 36) имеет расположенную
в центральной части конвекционную камеру с горизонтально
расположенными трубами и две радиантные камеры, располо-
женные справа и слева от конвекционной камеры. Свод и кровля
каждой радиантной камеры имеет уклон от центра печи. Про-
дуктовый змеевик радиантных камер состоит из горизонтальных
труб, расположенных под сводом печи, вдоль боковых стен и
над подом. В печах первых конструкций радиантные трубы сое-
динялись посредством ретурбентов в специальных ретурбентных
коробах, которые закрывались крышками.
Ретурбенты в данное время промышленностью не выпускаются,
и трубы собираются в шпильки посредством обычных калачей
на сварке; калачи расположены в обогреваемой зоне внутри ра-
диантных камер.
Радиантные трубы свода и боковых стен крепятся к каркасу
печи посредством специальных опер, изготовленных из высоко-
Рис, Зв, Шатровая трубчатая печь.
159
легированного стального литья 25Х23Н7СЛ. Из этой стали изго-
тавливаются обычно и трубные решетки конвекционной камеры.
В конвекционных камерах применены гладкие трубы с кори-
дорным расположением. Змеевик как в радиантной камере, так
и в конвекционной камере может быть одно-, двух- и четырех-
поточным. Наиболее часто применяются трубы с диаметрами 152;
159 и 219 мм.
Перекидки из конвекционной части змеевика в радиантную
осуществляются снаружи печи через сальники в футеровке.
Футеровка свода и стен шатровых печей выполнена из фасонного
шамотного кирпича, который крепится к каркасу печи посредством
специальных подвесок из стального и чугунного литья. Изоля-
ция выполнена из диатомового кирпича. Горелочные устройства—
эбычно типа ФГМ-4, ФГМ-120, ФГМ-120М, рассчитанные на ком-
бинированное сжигание нефтезаводского газа и мазута, распо-
ложены в центре радиантных камер в один или два яруса. Для
обслуживания горелок и наблюдения за трубами змеевика име-
ются смотровые окна, расположенные в боковых стенах печи.
Для предохранения конструкций печи при взрывах печь имеет
взрывные клапана.
Каркас печи — сварной из сортового проката, обшивка —
из листовой стали толщиной 4—6 мм. Продукты сгорания из ра-
диантных камер через конвективную камеру попадают в сборный
боров, расположенный под печью. Конструкция шатровой печи
предусматривает применение подземных боровов, которые часто
заливаются водой и разрушаются, что снижает тягу и нарушает
аэродинамический режим печи.
Односкатные печи отличаются от двухскатных печей наличием
одной радиантной камеры. В остальном конструкции односкатных
и двухскатных шатровых печей аналогичны. Техническая ха-
рактеристика шатровых печей представлена в табл. 35.
Вертикально-секционные трубчатые печи типа ВС (рис. 37).
Широкое распространение печей с вертикально расположенными
радиантными трубами обусловлено их существенными преиму-
ществами перед печами с горизонтальным расположением труб,
в число которых входит сокращение расхода высоколегированной
стали на опоры змеевика за счет расположения опор и подвесок
змеевиков вертикальных печей вне пределов обогреваемой зоны
и снижение площади застройки.
В основу конструкции вертикально-секционных печей [351
положена отдельная секция тепловой мощностью 8,15—15,1 МВт.
При необходимости обеспечить более высокую теплопроизводи-
тельность, такая печь набирается из нескольких типовых секций.
Каждая секция состоит из радиантной и расположенной на
ней конвекционной камеры. Радиантная секция представляет
собой металлическую футерованную изнутри камеру коробчатой
формы с наружными размерами в плане 4 X 6 м. По всем четы-
рем внутренним стенам радиантной камеры расположены верти-
кальные трубы продуктового змеевика, соединенные под сводом
160
ТАБЛИЦА 35. Техническая характеристика шатровых печен
Показатели Тип установки н обозначение печи
Л-35-11/300 односкатн ые печи П-1, П-2 Л-24-300, двухскатная радиантная печь предва- рительной гидроочистки П-1 Л-35-11/600, двухскатная печь П-2
Тепловая нагрузка, МВт 1,75 4,67 8,2
Температура продукта на входе в 213/228 310 230
печь, °C Температура продукта на выходе
255 420 265
из печи, °C Максимальное рабочее давле-
2,6 5,4 2,3
ние, МПа Диаметр труб, мм:
конвекционной части 108X6 159Х И 159X6
радиантной части 108X6 159Х 11 219X6
Поверхность нагрева, м2:
конвективной поверхности 79 УЗ, / 254
радиантной поверхности 47,0 94,0 136
Среднее теплонапряжение, Вт/м2:
конвективной поверхности 15 328 13 374 9 967
радиантной поверхности 30 296 36 050 28 840
К. п. д. с учетом утилизации 76 64 72,5
161
и у пода калачами в шпильки. Конвекционная камера представ-
ляет собой футерованную шахту прямоугольного сечения, запол-
ненную горизонтальными ошипованными трубами, расположен-
ными в шахматном порядке.
Над конвекционной камерой устанавливается дымовая труба
или дымоход для присоединения к сборному борову, объединяю-
щему несколько печей. Для защиты шипов от воздействия высо-
ких температур и прямой радиации факелов горелок два ряда
конвекционных труб по ходу продуктов сгорания выполняют
обычно из гладких труб. Конвекционные трубы закреплены в ре-
шетках из высоколегированной литой стали 25Х23Н7СЛ. В по-
следних конструкциях роль решеток выполняют футерованные
жароупорным бетоном стены конвекционной камеры. Применяемый
диаметр труб — 152 мм. Радиантные трубы крепятся в своей
верхней части к металлоконструкциям свода печи путем подвесок
из стали 20Х23Н18. Применяемый диаметр труб — 219 и 152 мм.
Форсунки расположены в поде печи по ее длинной оси обычно в один
ряд. Чаще всего используются комбинированные газомазутные
форсунки типа ГЭВК-500, ГГМ-5, ГП-2. Футеровка печи —сбор-
ная и сборно-монолитная из легкого жаростойкого бетона.
Для наблюдения за процессом горения топлива и состоянием
радиантных труб печь оснащена гляделками, расположенными
во фронтовых стенах и поде печи.
Для предохранения металлоконструкций и футеровки печи при
взрыве газа во время пуска имеются предохранительные клапаны,
расположенные в верхней части фронтовых стен печи.' Каркас-кожух
печи — сварной и выполнен из сортового проката, обшивка —
из листовой стали толщиной 4 мм. Для чистки ошипованной по-
верхности нагрева в конвективной камере установлены автома-
тические обдувочные аппараты завода «Ильмарине», посредством
которых два раза в смену производится обдувка паром ошипо-
ванных труб. Управление системой обдувки автоматическое,
со щита оператора. В дымоходе за конвекционной камерой уста-
навливается шибер для регулирования разрежения в камере
печи. Шибер (обычно поворотная заслонка) имеет пневмопривод
с дистанционным управлением.
Основными параметрами вертикально-секционной печи яв-
ляются высота радиантной камеры «р» и количество секций «п».
Исходя из этого, индексация печей типа ВС в общем виде следую-
щая: ВС-р X п.
Техническая характеристика вертикально-секционных пе-
чей представлена в табл. 36.
Вертикально-цилиндрические печи типа ВЦ. Вертикально-
цилиндрическая печь (рис. 38) отличается от вертикально-сек-
ционной печи в основном цилиндрическим корпусом радиантной
части, у внутренних стен футеровки которого по окружности
вертикально расположены радиантные трубы. Газогорелочные
устройства обычно те же, что используются в печах типа ВС.
Они расположены в центре пода печи. Максимальное число го-
162
ТАБЛИЦА 36. Техническая характеристика вертикально-секционных печей
Показатели Шифр печи
1 ВС-12,5Х 1 1 ' ВС-12,5X2 ВС-12,5X3 ВС-12,5X4 ВС-12,5X6 ВС-12,5X8 5 ' ! f ВС-1.0 XI BC-I0X2 BC-I0X3 ВС-10Х4 to х о 6 а ВС-10Х8
Номинальная теп- 18,7 37,0 56,0 74,5 112,0 149,0 14,5 29,0 44,0 58,0 87 116
ловая нагрузка,
МВт Поверхность на- грева труб змееви- ка, м2: радиантного 340 680 • 1 020 " '1 360 2 040 2 720 273 546 819 1 092 1 638 2 184
конвекционного 104 208 312 416 624 832 104 208 312 416 624 832
(без учета шипов) Расход металла, кг: на продуктовый 37 400 74 800 112 200 149 600 224 400 299 200 33 200 66 400 99 600 132 800 199 200 265 600
змеевик
на остальную 41 700 58 200 75 100 32 600 127 000 161 400 37 550 54 800 70 600 86 400 118 000 153 000
часть печи Масса футеровки, 5 590 82 886 109 405 136 120 197 716 242 990 47 002 70 690 94 343 118 006 165 302 212 128
кг
Объем футеров- 64,51 96,0 127,44 148,88 221,76 284,64 54,1 83,0 111,0 139,0 195,0 251,0
ки, м3
стали и из сортового проката.
Рис. 38. Вертикально-цилиндрическая
трубчатая печь.
релок — 4. Поскольку размеры
конвекционной камеры зависят
от диметра радиантной части
печи, число труб в ряду кон-
векционной камеры печи типа
ВС и диаметр труб могут быть
разными. Для печей с наруж-
ным диаметром корпуса 3,2 м
часто применяются конвекцион-
ные трубы с диаметром 108 мм.
Крепление труб радиантной и
конвекционной части, гарни-
тура печи, гляделки и взрыв-
ные клапаны такие же, как
для печей типа ВС.
Футеровка радиантной части
вертикально - цилиндрических
печей выполняется в основном
из легковесного шамотного кир-
пича, футеровка конвекционной
камеры — из легкого жароупор-
ного бетона. Каркас-кожух
печи выполняется из листовой
’ак и вертикально-секционные
лечи, вертикально-цилиндрические печи оснащаются враща-
ющимися шиберами, расположенными в дымоходе за конвекци-
онной камерой; управление шиберами —дистанционное.
Поскольку основными параметрами, характеризующими тепло-
производительность вертикально-цилиндрической печи, являются
наружный диаметр корпуса «Дк » и высота радиантной камеры
«р», индексация вертикально-цилиндрической печи в общем виде
имеет вид ВЦ-ДК х р.
Техническая характеристика вертикально-цилиндрических
печей представлена в табл. 37.
Многокамерные реакторные трубчатые печи каталитического
риформинга. Многокамерная трубчатая печь (рис. 39) состоит
из футерованного корпуса коробчатой прямоугольной формы,
разделенного на отдельные радиантные камеры с внутренними
размерами 4,5 X 3 м. По оси фронтовой стены каждой камеры
в нескольких ярусах расположены газомазутные форсунки,
обычно типа ФГМ-120. С противоположной стороны каждая ка-
мера имеет окна для выхода продуктов сгорания в общий дымовой
канал. Радиантные трубы чаще всего имеют диаметр 219 мм, рас-
положены вертикально вдоль внутренних боковых стен каждой
камеры и соединены вверху и внизу калачами в шпильки. В верх-
ней части секции трубы подвешены специальными подвесками к
металлоконструкциям свода печи. По заданной тепловой нагрузке
164
i 1
ТАБЛИЦА 37. Техническая характеристика вертикально-цилиндрических печей
Показатели Шифр печи
ВЦ-2.8x6 ВЦ-3,2X6 ВЦ-3.2X8 BU-3.6X 8 ВЦ-3.6Х 10 ВЦ-5Х9 ВЦ-5Х 11 ВЦ-5.5Х 12
Номинальная тепловая нагрузка, МВт Поверхность нагрева труб змеевика, м2: 2,3 2,9 3,7 4.6 5.8 7,3 9.3 11,6 14,5
радиантного 63 63 80 100 125 160 200 250 315
конвекционного (без учета шипов) Диаметр труб змееви- ка, мм: — 20 24 30 38 48 60 75 95
£ радиантного 108 108 127 127 152 152 152 152 152
Г конвекционного f (с учетом шипов) Расход металла, кг: 108 108 108 127 152 152 152 152 152
на продуктовый змее- вик 3 000 6 500 8 500 11 000 16 500 18 000 23 000 28 000 34 500
на остальную часть пе- чи 10 260 12 390 14 900 17 660 19 500 23 500 29 130 32 000 34 480
Масса футеровки, кг 15 940 13 500 15 900 19 200 23 850 27 310 36 900 43 670 50 130
-4
in
на каждую ступень нагрева определяется число камер. Например,
для печи установки Л-35-11/300 на предварительную гидро
очистку—одна камера, на первую ступень нагрева — две камеры,
на вторую — три камеры, на третью — одна камера. Конвекци-
онная камера для всех ступеней нагрева и радиантной секции
предварительной гидроочистки общая if используется для пред-
варительного нагрева газопродуктовой смеси предварительной
гидроочистки. Конвекционная камера разделена стенами из ша-
мотного кирпича на узкие ходы, в которых в шахматном порядке
вертикально расположены конвекционные трубы, вверху и внизу
соединенные-калачами. Крепление конвекционных труб анало-
гично креплению радиантных труб.
Дымовые газы через окна радиантных камер попадают в ды-
мовой канал и направляются в конвекционную секцию, где с боль-
шой скоростью омывают конвекционные трубы и через несколько
расположенных по высоте печи футерованных патрубков попа-
дают в стояк дымовых газов и далее — в сборные борова. Для
регулирования тяги в каждом патрубке на пути в стояк дымовых
газов расположен регулирующий шибер.
166
Из-за высоких температур нагрева газопродуктовой смеси
в печах змеевик обычно выполнен из стали 15Х5М, 15Х5МУ (улуч-
шенная). Число потоков во всех радиантных камерах — 2. Креп-
ление труб входа и выхода продукта в печь производится иа спе-
циальных шариковых опорах, которые позволяют осуществлять
перемещение штуцеров при температурных удлинениях трубопро-
водов от печи к реактору и наоборот.
Футеровка внутренних стен печи, дымового канала и конвек-
ционной камеры выполнена из фасонного шпунтованного кирпича.
Футеровка фронтовой стены, стены противоположной фронтовой,
боковых стен и свода выполнена из фасонного подвесного кирпича.
Подвески для кирпича из стального литья крепятся к металло-
конструкциям каркаса-кожуха и свода печи. Каркас-кожух —
рамной конструкции, выполнен из сортового проката, обшивка
печи — из листовой стали. Для защиты свода печи от атмосфер-
ных осадков над сводом печи выполнен шатер-кровля из асбо-
Т-Т
Рис. 40. Многопоточная трубчатая печь риформинга»
167
фанеры. У каждого яруса горелок расположены смотровые окна,
которые позволяют наблюдать за горением и состоянием труб.
Многопоточная трубчатая печь каталитического риформинга.
Многопоточная трубчатая печь (рис. 40) в основном повторяет
конструкцию многокамерной печи. Главное и существенное от-
личие от описанной ранее конструкции имеет продуктовый змеевик
многопоточной печи, который состоит из большого числа труб
диаметром 76—108 мм; трубы расположены у внутренних стен
камеры. Каждая труба представляет собой замкнутую петлю и
проходит вдоль пода степ камеры. Выше свода печи присоеди-
няется своими концами к коллекторам входа и выхода продукта,
которые имеют диаметр 325—426 мм.
В верхней части каждая петля подвешена к металлоконст-
рукциям свода печи посредством специальной подвески на 5—6
труб. Для прохода радиантных труб через свод в нем выполнена
щель, которая перекрыта специальными листами из стал и 20Х23Н18
и шайбами для герметизации свода, сверху имеется засыпка из
шамотной крошки. Ввод и вывод продукта к коллекторам осу-
ществляется через специальные кованные тройники. Остальные
узлы п элементы печи аналогичны многокамерной печи.
Трехсекционная печь риформинга (рис. 41) состоит из трех
радиантных секций коробчатой формы. Две из них, большего
размера, предназначены для нагрева продукта в первой и второй
ступенях риформирования; третья, меньшего размера — для треть-
ей ступени нагрева. Продуктовые змеевики первой и второй сту-
пеней нагрева аналогичны змеевикам многопоточной печи и
имеют диаметр труб 108 мм. В каждой камере 33 трубы.
Входные и выходные коллекторы выполнены из труб диаметром
550 мм, которые присоединяются к подводящим и отводящим
трубопроводам на сварке своей торцевой частью без тройников.
Противоположная часть каждого коллектора заглушена. В своей
нижней части каждая радиантная труба присоединена к нижнему
коллектору, который расположен код подом печи.
Коллектор заглушен с двух своих торцев и служит для чистки
змеевика и опорожнения от воды при гидропспытании. Уплот-
нение в поде печи в местах прохода труб выполнено аналогично
уплотнению свода печи, описанном в разделе многопоточных пе-
чей. Радиантные секции первой и второй ступеней нагрева со-
стоят из 2 камер, в каждой из которых находится по два радиант-
ных пакета труб. Пакет состоит из труб диаметром 108 X 7 мм.
Оба пакета свариваются торцами коллекторов встык на монтаже.
//-//
6 В. Л. Гуляев я др.
169
Змеевики первой и второй камер первой и второй ступеней на-
грева соединены трубопроводами последовательно.
Радиантная камера третьей ступени нагрева состоит из 34
труб с диаметром 108 X 7 мм. Трубы своими нижними концами
соединены с коллекторами входа и выхода из печи, которые рас-
положены под подом печи. Уплотнение пода печи в местах про-
хода труб аналогично уплотнению первой и второй сту-
пеней.
Материал радиантных и конвекционных труб — сталь 1X2MI,
материал коллекторов—сталь I5X5M.
Присоединение коммуникаций к коллекторам—торцевое, без
тройников. В верхней части каждая труба крепится к каркасу
печи при помощи специальных направляющих опор.
По оси фронтовых стен каждой камеры в несколько ярусов
расположены комбинированные газомазутные горелки типа
ФГМ-120М в количестве 9 шт. на одну камеру. У ярусов горелок
имеются смотровые окна, обеспечивающие полный обзор радиант-
ных труб в камере. Каждая секция оснащена также взрывными
клапанами.
В плане секции расположены крестообразно, первая и вторая
друг против друга и третья в торце. Между секциями находится
сборный канал дымовых газов, имеющий в плане прямоугольную
форму. Через окна в стенах, противоположных фронтовым сте-
нам, поступают продукты сгорания из всех радиантных камер
печи. Над каналом дымовых газов расположена конвекционная
камера, имеющая форму прямоугольной шахты. Ошипованные
конвекционные трубы диаметром 152 мм расположены в камере
в шахматном порядке. Два нижних ряда для защиты шипов от
прямой радиации и высокой температуры выполнены гладкими.
Конвекционная камера заканчивается сборным дымоходом, ко-
торый соединен с дымовым боровом. Для чистки ошипованных
труб в камере конвекции установлено четыре обдувочных аппарата
конструкции завода «Ильмарине». Обдувка производится паром
автоматически.
Поскольку во время эксплуатации печи возможно попадание
в отдельные потоки окалины и грязи, распределение газопродук-
товой смеси по трубам станет неравномерным, что может привести
к перегреву и даже прогару этих труб. Для контроля температуры
стенки труб все радиантные трубы в своей верхней части у кол-
лекторов выхода продукта из печи оснащены поверхностными тер-
мопарами, показания которых вынесены на щит в операторной.
Футеровка радиантных камер выполнена из сборного легкого жаро-
упорного бетона, конвективной камеры и боровов—из монолитного
бетона. Каркасы всех трех секций — рамной конструкции из
сортового проката, обшивка — из листовой стали толщиной 4 мм.
Прямоточная трубчатая печь каталитического риформинга
(рис. 42) состоит из двух секций прямоугольной формы, разде-
ленных на камеры стенами из огнеупорного кирпича. Под каждой
секции поднят на стойках каркаса на 2,5 м от отметки земли.
170
Выше свода секций между ними расположена конвекционная
камера. Радиантные трубы диаметром 108 мм для первой ступени
нагрева и диаметром 89 мм для второй и третьей ступеней нагрева
расположены в один ряд поперек секции и обогреваются горел-
ками, расположенными в поде печи по обе стороны от каждого
ряда радиантных труб.
Горелки — комбинированные газомазутные, конструкции
ЧССР. Каждый пакет радиантных труб имеет в верхней части
над сводом коллектор входа газопродуктовой смеси и в нижней
части под подом печи коллектор выхода газопродуктовой смеси.
В зависимости от объема газопродуктовой смеси коллекторы имеют
диаметр от 800 до 600 мм. Коллекторы отдельных блоков радиант-
ных змеевиков соединены друг с другом и с трубопроводами от
печи к реакторам па сварке.
Для компенсации температурных удлинений радиантных труб
верхние и нижние коллекторы подвешены к металлоконструкциям
каркаса-кожуха на пружинных подвесках. Для контроля за тем-
пературой стенки радиантных труб на них установлены поверх-
ностные термопары, показания которых вынесены на шит в one-
Рис. 42. Прямоточная трубча-
тая печь:
1 — конвекционная камера;
2 — радиантная камера; 3 —
горелки; 4 — радиантные тру-
бы; 5 — коллекторы.
6*
171
раторной. Материал радиантных и конвекционных труб — сталь
1X2MI, материал коллекторов — сталь 15Х5МУ.
Конвекционная камера представляет собой шахту прямоуголь-
ного сечения, заполненную ошипованными трубами диаметром
152 мм. Трубы расположены в шахматном порядке и опираются
на четыре трубные решетки, выполненные из стали 25Х23Н7СЛ.
Продукты сгорания из каждой камеры печи через дымовые пат-
рубки в своде печи попадают в сборный дымовой канал, распо-
ложенный под конвекционной секцией, проходят через заполнен-
ную трубами конвективную камеру и далее попадают в сборный
боров.
Смотровые окна для обзора труб и контроля за горением со-
пелок расположены во фронтовых стенах печи. Там же, в верхней
части, установлены взрывные клапана. Поскольку крайние ряды
горелок расположены в непосредственной близости от стен лечи,
они разогреваются до температуры 1000—1200 °C. Для нормальной
работы при таких температурах футеровка выполнена многослой-
ной. Слой, обращенный внутрь камеры,— из жароупорного тя-
желого бетона, следующий слой — из легковесного шамот-
ного кирпича, у кожуха слой изоляции — из минеральной
ваты.
Свод печи также выполнен многослойным из различных по
составу бетонов. Футеровка пода печи, конвекционной камеры
и других элементов печи выполнена из обычного монолитного
легковесного жароупорного бетона. Каркас-кожух печи — рам-з.
ной конструкции, выполнен из сварных профилей и сортового
проката. Обшивка из листовой стали сварена газоплотным свар-
ным швом.
Техническая характеристика многокамерных, многопоточ-
ных, трехсекционных и прямоточных печей каталитического
риформинга представлена в табл. 38.
Конструкционные материалы для изготовления продуктовых
змеевиков печей каталитического риформинга. Для изготовления
продуктовых змеевиков печей каталитического риформинга при-
меняются горячекатанные и цельнотянутые трубы по ГОСТ
8732—78 и ГОСТ 550—75, ГОСТ 9940—81, ГОСТ 9941—81 из
хромоникелевых сталей типа 08Х18Н10Т для печей предвари-
тельной гидроочистки бензинов, хромомолибденовых сталей типа
15Х5М, 15Х5МУ, 1X2MI для реакторных печей риформинга
и из стали 20 для печей отпарки и стабилизации.
Материал для изготовления продуктовых змеевиков выби-
рается по жаропрочности в зависимости от расчетной температуры
стенки трубы и скорости коррозии, которая принимается не более
0,2 мм/год.
Материал для изготовления футеровки трубчатых печей. В пе-
чах старых конструкций (шатровых, многокамерных и многопо-
точных) основным материалом для футеровки был шамотный нор-
мальный кирпич или шамотный фасонный кирпич индивидуаль-
ного изготовления. Футеровка вертикально-секционных, трех-
172
ТАБЛИЦА 38. Техническая характеристика многокамерных, трехсекционных н прямоточных реакторных печей риформинга
Тип установки и обозначение печи
Показатели Л-35-11/300. многокамерная печь Z7-/ Л-35-11/600 — 95. многопоточная печь /7-/ Л-35-11/1000. трехсекцнонная печь П'1 ЛЧ-35-1 1/1 000, прямопоточная печь П-103
пред- вари- тельная гидро- очистка I агу- пень II сту- пень III сту- пень I сту- пень II сту- пень III сту- пень I сту- пень II сту- пень III сту- пень 1 сту- пень II сту- пень III сту- пень
Тепловая нагруз- ка, МВт Температура продук- та, “С: 9,3 5,8 4,25 2,15. 35,0 12,0 4,65 31,2 (31,2) 15 (17,5) 15Д (7,0) 26,2 (27,3) 20,5 (15,0) 11.2 (8,7)
на входе в печь 250 450 473 500 390 480 510 443 (389) 490 (430) 515 (460) 375 (430) 400 (475) 445 (500)
на выходе из печи 410-425 525 525 525 530 530 530 530 (480) 530 (480) 530 (480) •480 (530) 485 (530) 490 (530)
Максимальное рабо- чее давление, МПа Диаметр труб, мм: 5,0 5,0 5,0 5,0 5,0 5,0 5,0 4,5 4,5 4,5 2,2 2,2 2,2
конвекционной ча- сти 219X9 — — — 108X5 —— — 159X7 — — 108X6 — —
радиантной части Поверхность нагре- ва, м2: 219К9 219X17 219X7 219Х 17 76X6 76X6 108X7 108X7 108X7 108X7 108X9 89X7 89X7
конвекционной ча- сти 371 — — — 976 — — 1 475 — — 1 720 — —
радиантной части Среднее теплонапря- жение, Вт/м2; 124 173 1Й4 74 656 328 183 554 554 228 304 502 251
конвекционной части 15 700 — — — 14 600 — —— 10 400 — — 8 600 — —
радиантной части 30 000 34 600 35 400 30 900 33 400 37 000 36 000 33 400 (31 200) 27 200 35 600 37 400 41000 44 700 132 000) (34 000) (49 000) (30 000) (35 000
К. п. д. с учетом ути- 75,7 75,7 75,7 75,7 76 76 76 75 75 75 86 86 86
лизации
Примечание. В скобках указаны величины, отноеящиеся к началу цикла.
173.
секционных н прямоточных печей выполняется сборной и моно-
литносборной из легкого жаропрочного бетона.
В основе сборной футеровки лежат монтажные блоки толщи-
ной 200 мм и размерами 1,5 X 2,0 м, которые изготавливаются
на специальных заводах или на монтажной площадке строительства.
Каждый блок состоит из металлической рамки и сетки. В ка-
честве заполнителя для изготовления блоков применяется легко-
весный бетон на основе вспученного перлита или керамзита в смеси
с вермикулитом. Блоки из легковесного бетона монтируются
на специальные кронштейны, предварительно приваренные к кар-
касам печей. Монолитный бетон с указанными выше заполните-
лями наносится на конструкции печи в опалубке. Для увеличе-
ния прочностных свойств монолитного бетона к обшивке печи
предварительно в шахматном порядке привариваются шипы из
прутка диаметром 6 мм с шагом 200—250 мм.
Для исключения образования трещин при нагреве футеровки
до схватывания бетона выполняются температурные швы глуби-
ной 10—15 мм.
Примерные составы жаростойких бетонов на 1 м3 (в кг) при-
ведены ниже:
1. Вермикулито-керамзитовый бетон (легкий): цемент глино-
I земпстый М400 по ГОСТ 969—77—370; гравий керамзитовый
/' (фракция 5—20) М400 по ГОСТ 9759—76, ГОСТ 20955—75 — 280;
i вермикулитвспученный(фракция 1,2—5)М150 поГОСТ 12865—67—
<100.
2. Перлитовый бетон (легкий): цемент глиноземистый М400 —-
300; песок перлитовый вспученный рядовой М200 по
ГОСТ 10832—74—180; щебень перлитовый вспученный (фракция
5—10) М300 по ГОСТ 10832—74 — 270.
3. Облегченный жаростойкий бетон, состав № 19 по СН 156—79:
цемент глиноземистый М400 — 400; заполнитель шамотный мел-
кий по ГОСТ 20955—75 — 700; заполнитель шамотный крупный
(фракция 5—20) по ГОСТ 20955—75 — 700.
- 4. Тяжелый жаростойкий бетон: цемент высокоглиноземистый —
450; заполнитель муллитовый мелкий по ГОСТ 20955—75 — 850;
заполнитель муллитовый крупный (фракция 5—20 мм) по ГОСТ
20955—75— 850.
НАСОСЫ И КОМПРЕССОРЫ
Насосы. В установках риформинга перекачиваются в основ-
ном светлые нефтепродукты (прямогонные бензиновые фракции,
катализат, гидрогенизат, рафинат, экстракт и сжиженные газы),
водные растворы абсорбентов диэленгликоля и моноэтаноламина,
растворы щелочей и другие реагенты.
Температура перекачиваемых продуктов изменяется в интер-
вале от 35 до 200 °C. В данных условиях наиболее широко приме-
няются насосы центробежного типа, однако наряду с ними при-
меняются поршневые дозировочные насосы типа: РПН, Р5/20,
Р2/50, насосы серии НД.
174
Для перекачки Высокоагрессивпых жидкостей используются
химические насосы серии ХГВ.
Для перекачки масла применяются шестеренчатые насосы
серии РЗ и вихревые типа IB; 1,5В.
Центробежные иасосы.Насосы данного типа нашпи наибо-
лее широкое применение для перекачки основных технологических
продуктов, имеющих обращение в процессах каталитического
риформирования и экстракции ароматических углеводородов.
В установках, запроектированных в 1960-х гг., применялись
специальные нефтяные насосы нормального ряда с электрическим
приводом во взрывозащищенном исполнении. Позднее эти насосы
были сняты с производства, и выпуск насосов осуществлялся в со-
ответствии с требованиями ГОСТ 12828—67.
В настоящее время применяются нефтяные насосы консоль-
ного типа К по ТУ-26-02-766—77 и секционного типа по ТУ
26-02-767—78.
В зависимости от температуры перекачиваемой жидкости
насосы делятся па «холодные» — для температур до 200 СС и
«горячие» — для температур в интервале 200—400 °C.
Для перекачки сырья ранее применялись насосы 5Н X 5 X 8,
5НС-6Х 8, для перекачки горячих нефтепродуктов — насосы
5НГ-5 X 2, 4НГ-5 X 2, 4НГ-5 X 4, 8НГД-9 X 2, 8НГД-6 X 1,
6НГ-7 X 2. Для перекачки нефтепродуктов с умеренными тем-
пературами и небольших производительностей использовались
насосы 5Н-5 X 2, 5НК-9 X 1, 4НК-5 X 1, 5НК-5 X 1.
В обозначениях насосов первая цифра — это диаметр всасы-
вающего патрубка (в мм), уменьшенный в 25 раз; буквы Н — неф-
тяной, Г — горячий, К — консольный, Д — с колесом двухсто-
роннего всасывания; вторая цифра — коэффициент быстроход-
ности, уменьшенный в 10 раз; последняя цифра — число рабочих
колес. К обозначению насосов для сжиженных газов й кислот
добавлялись в конце обозначения соответственно буквы С или К-
В проектах более поздних лет и в настоящее время применяются
насосы нефтяные консольного типа К по'ТУ 26-02-766—77. Ука-
занные насосы одно- или двухступенчатого исполнения, рассчи-
таны на широкий диапазон производительностей, предназнача-
ются для перекачки нефтепродуктов при температурах от минус
80 СС до плюс 400 °C.
Корпуса насосов рассчитаны на условное давление 4 и 5 МПа;
частота вращения, как правило, — 2950 об/мин.
Насосы указанного типа имеют следующие достоинства’. 1) ма-
лую удельную металлоемкость; 2) высокие к. п. д., удельное пот-
ребление энергии порядка 0,43—0,91 кВт/(м3/ч)2; 3) высокий
уровень унификации узлов и деталей; 4) снабжены торцевыми
уплотнениями одинарного или двойного типа; 5) обеспечивают
надежную работу при установке вне помещений (под навесом)
для районов с умеренным климатом; 6) корпуса насосов изготов-
ляются из углеродистой стали (25Л), хромистой стали ((20Х13Л),
хромоникелевой стали (10Х18Н9ТЛ) и экономно легированной
175
стали (20ХНЗЛ), дающих существенную экономию дефицитного
никеля; 7) приемлемый эксплуатационный ресурс (до капитального
ремонта — около 20 000 ч).
Для подачи сырья в реакторных блоках с высоким давлением
• применялись насосы 5Н-5 X 8 и 5НС-6 X 8. В настоящее время
они заменены нефтяными насосами секционного типа НПС. Ука-
занные насосы, представляющие собой многоколесные, высоко-
напорные насосные агрегаты с горизонтальным разъемом корпуса,
предназначены для перекачки нефтепродуктов с температурой
от минус 80 СС до плюс 200 °C при условных давлениях в корпусе
от 6,4 до 10 МПа.
Изготавливаются данные насосы из углеродистой стали 25Л-П
и хромоникелевой стали 10Х18Н9ТЛ; частота вращения — 2950 и
1450 об/мин.
Эти насосы, как и насосы консольного типа, имеют хорошие
технические и экономические показатели, обеспечивают надеж-
ную работу как в помещениях, так и вне их (под навесом).
В насосах типов НПС и К предусматривается возможность
установки датчиков и приборов автоматического контроля, защиты
и сигнализации параметров эксплуатируемого агрегата.
При необходимости предусматривается возможность дистан-
ционного управления насосами.
Все насосы, выпускаемые в настоящее время, комплектуются
одинарными торцевыми уплотнениями. При перекачке токсичных
продуктов и сжиженных газов насосы комплектуются двойными
торцевыми уплотнениями. При этом предусматривается приме-
нение автономной системы уплотнения, включающей аккуму-
лятор АПГ-1 для поддержания и регулирования давления в си-
стеме, маслозаправочную станцию СМ 250 и соответствующие на-
сосы и трубопроводы для циркуляции масла . У «горячих» насо-
сов в систему уплотнения встраивается холодильник.
Основные технико-экономические показатели насосов, наи-
более широко применяемых в установках риформинга, представ-
лены в табл. 39.
Выбор насосов. Для выбора насосов необходимы
следующие данные: плотность, агрессивность и токсичность пере-
качиваемой среды, необходимый дифференциальный напор и дав-
ление на приеме насоса.
По этим данным, пользуясь каталогами, при помощи характе-
ристик выбирается требуемый насос.
После выбора насоса определяются рабочие характеристики:
производительность, дифференциальный напор, мощность и
к. п. д.
При выборе насоса необходимо проверить достаточность под-
пора или вакуумметрической высоты всасывания на приеме на-
соса.
Последним этапом выбора насоса является подбор соответствую-
щего материального оформления, типа уплотнения, типа и пара-
метров электродвигателя.
176
ТАБЛИЦА 39. Основные технико-экономические показатели насосов
Вид оборудования Модель, ТУ Тип Произ- водитель- ность, М*/Ч Напор, м ст. жидкости К. п. д. Потребляемая мощность, кВт Масса агрегата без двигателя, кг Площадь, м« Показатели сопоставления
удельная масса, кг/(м’/ч) удельная площадь, м’Ам’/ч) удельная мощность, кВт/(м’/ч)
Основные модели, эксплуа- тируемые в отрасли: 8НД-9Х2 Н521-57 240 141 72 128 1795 2,7 7,49 0,0112 0,533
8НГД-9Х2 Н521-57 300 135 70 140 2357 3,0 7,84 0,010 0,466
6НГ-7Х2 Н521-57 140 196 66 113 1709 2,1 12,2 0,015 0,817
5Н-5Х8 Н521-57 100 695 46 350 4981 3,6 49,81 0,036 3,5
5НС-6Х8 ’ — 101 775 60 356 3055 3,56 30,2 0,0353 3,53
Современные модели, вы- пускаемые отечественной промышленностью: НСД-200/700 Сек- 166 670 70 430 3190 4,2 19,2 0,0253 2,59
НПС-200-700 ТУ 26-02-767—78 икон- ные 199 465 66 380 3500 4,2 17.6 0,0211 1,91
Н ПС-120/65-750 ТУ 26-02-767—78 101 790 64 340 3195 4,2 31,6 0,0416 3,36
НПС-65/35-500 ТУ 26-02-767—78 28 570 66 140 1800 1.96 64,3 0,070 5,00
НК-560/335-120В ТУ 26-02-766—77 Кон- 448 120 76 193 2018 2,74 4,5 0,0061 0,431
НК-200/120-210В ТУ 26-02-766—77 соль- ные 121 212 64 110 1620 2,3 13,38 0,0190 0,909
Примечание. Параметры для насосов, указанные в четвертом—девятом столбце, приняты по одному наиболее представительному на-
сосу данного типа (работающему на оптимальном режиме).
По нормам технологического проектирования для постоянно
работающих насосов должен быть обеспечен 100%-ный резерв.
Для основных перекачек, требующих большого расхода электро-
энергии, целесообразно принимать один рабочий насос вместо
нескольких меньшей производительности, так как у более мощных
насосов выше к. п. д.
Компрессоры, Компрессоры установок каталитического ри-
форминга по своему назначению разделяются на:
циркуляционные компрессоры, предназначающиеся для цир-
куляции водородсодержащего газа в цикле реакции и регене-
рации;
вспомогательные компрессоры, предназначающиеся для сжа-
тия воздуха, инертного газа в цикле регенерации катализатора;
дожимные компрессоры, предназначающиеся для дожима во-
дородсодержащего газа до давления, необходимого для прове-
дения цикла реакции или выдачи его в общезаводские сети.
Циркуляционные машины являются неотъемлемой частью
любой установки каталитического риформинга независимо от
назначения установки или ее производительности.
Необходимость включения в состав установки дожимных или
вспомогательных компрессоров определяется условиями при-
вязки установки к общезаводскому хозяйству.
Часто, особенно в проектах установок последних лет, практи-
куется применение циркуляционных водородсодержащих комп-
рессоров также для сжатия и циркуляции инертного газа в периоды
регенерации катализатора. В этом случае требуется особая тща-
тельность при выборе типа и конструкции машины.
По конструктивному признаку компрессоры подразделяются
на машины поршневого и центробежного типа.
Поршневые компрессоры получили наибольшее распростра-
нение в отечественных установках каталитического риформинга.
С ростом мощностей установок/ а также с созданием и освоением
промышленностью машин центробежного типа в практику все
более широко внедряется применение центробежных компрес-
соров для циркуляции водородсодержащего газа в реакторных
блоках риформинга.
Центробежные компрессоры имеют меньшие массу и габариты,
высокий к. п. д. Преимуществом центробежных компрессоров
является также возможность использования в качестве привода
паровой турбины, работающей, как правило, на паре, который
вырабатывается на установке.
Циркуляционные компрессоры — ответственное оборудование
установки. От его стабильной и надежной работы зависит полу-
чение на установках риформинга нефтепродуктов с необходимыми
показателями качества и высокиими технико-экономическими
показателями.
Выбор компрессора проводят с учетом обеспечения требуемой
по технологии процесса производительности, давления со сто-
роны нагнетания и ожидаемого перепада давления.
178
Для установок с выводом избыточного газа (или работающих
на проток) производительность компрессоров подсчитывается по
следующей формуле:*
Vfl = nV С "Ь I'll, г
где Vo—суммарная производительность компрессоров, м3/ч; п— кратность
циркуляции, м3/м3 сырья; Ус— производительность установки по сырью, м3/ч;
Vn.r —объем избыточного газа, выводимого из системы риформинга, м3/ч.
В тех случаях, когда циркуляционные компрессоры участвуют
при операциях регенерации катализатора, они проверяются из
условий обеспечения подачи инертных или дымовых газов в тре-
буемом количестве на различных ступенях регенерации катали-
затора- и заданного давления. Кратность циркуляции при опе-
рациях выжига кокса обычно рекомендуется выбирать в пределах
500—1000 м3/ч на 1 № регенерируемого катализатора. Особое
внимание следует обращать также на наличие в циркулирующих
дымовых газах компонентов, вызывающих нарушение прочност-
ных характеристик компрессоров, таких как сернистый ангид-
рид, хлористый водород, особенно в присутствии влаги. В по-
следних случаях в проектах закладываются мероприятия по
очистке и осушке циркулирующих дымовых газов.
Перепад давления, на который выбирается компрессор, яв-
ляется важной его характеристикой и обычно зависит от многих
факторов, таких как скорости технологических потоков в аппа-
ратуре реакторного блока, параметры процесса, закоксовывае-
мостн аппаратуры и катализатора, протяженности трубопрово-
дов, компоновки оборудования и т. п.
Принятый перепад давления обычно несколько больше расчет-
ного на 15—20% за счет того, что в процессе эксплуатации теплооб-
менная аппаратура, змеевики печи и сам катализатор загряз-
няются и закоксовываются и перепад давления в системе воз-
растает.
На действующих установках перепад давления обычно состав-
ляет 1,5—2,0 МПа для систем работающих при повышенных дав-
лениях и 0,8—1,2 МПа для системе пониженным давлением в реак-
торе.
Неправильно выбранный перепад давления приводит или к на-
рушению технологического режима при эксплуатации, или к не-
оправданному увеличению эксплуатационных расходов.
При известной производительности и выбранном перепаде
давления выбор компрессора зависит от мощности установки и
характеристики сжимаемых газов. Для установки большой мощ-
ности надежность работы циркуляционного компрессора приоб-
ретает определяющее значение, так как остановка компрессора
может привести к аварийной ситуации (прогар змеевиков печей,
закоксовывание и спекание катализатора) или к значительному
* Все объемы газов, как и ранее отнесены к нормальным условиям.
179
недоотпуску товарной продукции. Учитывая последнее обстоя-
тельство число устанавливаемых циркуляционных компрессоров
выбирается из следующих условий: 1) при применении поршневых
машин обеспечивается 50—100%-ный резерв; 2) при применении
центробежных машин безостановочный пробег должен быть не
менее безрегенерационного цикла катализатора.
При выборе компрессоров необходимо учитывать плотность
циркуляционного газа. Особенно важно это учитывать прн при-
менении центробежных машин, у которых при изменении плот-
ности меняется давление нагнетания и связанная с ним произ-
водительность.
Поршневые компрессоры. На установках ката-
литического риформинга Л-35-5, Л-35-6, Л-35-11/300, Л-35-11/600
для сжатия газа применялись только поршневые компрессоры.
В основном применение поршневых машин определялось неболь-
шой производительностью установок и неосвоенностью промыш-
ленностью машин центробежного типа. Для самых первых уста-
новок риформинга применялись компрессоры «байонетного типа»
(т. е. с цилиндрами, расположенными параллельно осн станины)
5Г-300/42-60, 5Г-300/15-30, 5Г-600/42-60.
В дальнейшем для циркуляции водородсодержащего газа ис-
пользовались специально разработанные для этой цели компрес-
соры на оппозитной базе типа М: 2М16-32/35-50, 4М16-45/35-55,
2М16-20/42-60, 2М10-10/20-50Б.
Компрессоры типа 5Г используются на установках Л-35-5,
Л-35-6, Л-35-11/300. Они представляют собой одноступенчатые
крейцкопфные компрессорные машины двойного действия.
Компрессоры указанного типа имеют небольшую производитель-
ность по циркуляционному газу 0,18—0,4 м3/с при условиях
всасывания, умеренные давления нагнетания 5,6 МПа и являются
тихоходными машинами (167 об/мин для 5Г-300/42-60 и 5Г-600/42-60,
187 об/мин для 5Г-300/15-30). Привод осуществляется от синхрон-
ного электродвигателя во взрывозащищенном исполнении.
Для продувки электродвигателя применяется отдельно стоящая
система вентиляции из вентилятора, вентиляционных камер,
фильтров для воздуха и воздуховодов. Регулирование произво-
дительности — ручное, ступенчатое (со ступенями 25%). Оно
осуществляется путем последовательного выключения полостей
цилиндров отжимом пластин всасывающих клапанов. Смазка
трущихся деталей осуществляется с помощью двух систем масло-
подачи от специального масляного насоса шестеренчатого типа.
В настоящее время на многих нефтеперерабатывающих заводах отрасли
широко практикуется применение компрессоров без смазки цилиндров и саль-
ников.
Возможность работы компрессора без смазки цилиндров и сальников дости-
гается за счет создания специальных уплотняющих устройств с применением
в качестве уплотняющего материала фторопластов марок АФГМ, 4К20 и
АФГ-80ВС. Последние показали высокую работоспособность и надежность при
компримировании газов различного состава и агрессивности, в широком диапа-
зоне температур и давлений.
180
Применение на технологических установках компрессоров без смазки поло-
жительно сказывается на проведении технологических процессов, при этом
положительный ж|х[>ект складывается из сокращения расходов по содержанию
н эксплуатации оборудования и уменьшения замасливания технологических
систем. В последнем случае эффективность достигается за счет увеличения срока
службы катализатора, интенсификации теплообмена, уменьшения расходов
электроэнергии и воды и экономии затрат на обезжированне системы.
Так, перевод установки Л-35-11/300 на работу с циркуляционными газовыми
компрессорами 5Г-600/42-60 без смазки цилиндров позволяет получить годовой
экономический эффект от 15 до 18 тыс. руб. [36]. При этом экономический эф-
фект распределяется в следующем соотношении: сокращение расходов по со-
держанию и эксплуатации компрессора — 10%; уменьшение расхода катали-
затора — 75%; экономия затрат по замене и регенерации катализатора — 0,5?6 ;
снижение условно-постоянных расходов от дополнительного выпуска продук-
ции— около 15%.
Перевод компрессоров на работу без смазки цилиндров и сальников не тре-
бует больших затрат и дополнительных капитальных вложений, может быть
осуществлен в период капитального ремонта оборудования установок .
Компрессоры указанного типа по сравнению с машинами марки
М имеют большую удельную массу, недостаточный уровень авто-
матизации и занимают значительную площадь.
Компрессоры типа /И. Применяются на установках Л-35-8/300Б,
Л-35-11/600, Л-35-11/1000, Л-35-13/3004 . К этому типу машин
относятся компрессоры 2М16-32/35—50, 2М16-20/42—60, 4М16-22.3/
23-64, 4М16—45/35-55, 2М10-10/20-50Б. Указанные компрессоры
были разработаны на смену компрессоров на байонетной основе
типов 5Г.
По сравнению с компрессорами типа Г, компрессоры типа М
обладают следующими преимуществами: 1) выполнены на оппо-
зитной базе и имеют высокую уравновешенность сил инерции
механизма движения и поршневых усилий; 2) имеют меньшую
удельную металлоемкость; 3) частота вращения их выше (от 300
до 600 об/мин); 4) имеют меньшие габариты и сниженные нагрузки
на фундамент; 5) имеют высокую степень автоматизации работы
и комплекс защит, предотвращающих аварийные ситуации;
6) компоновка агрегата и вспомогательных трубопроводов создает
более лучшие условия для обслуживания и ремонта.
Производительность компрессора зависит от числа цилиндров,
предусматриваемых в агрегате. Обычно применяются машины
с двумя или четырьмя цилиндрами.
Конструктивно машины указанного типа представляют компрес-
сорные агрегаты с горизонтальным расположением цилиндров,
одноступенчатые двойного действия.
Компрессорные агрегаты комплектуются синхронными электро-
двигателями во взрывозащищенном продуваемом исполнении.
Вращение вала электродвигателя преобразуется в поступа-
тельное движение поршней с помощью коленчатого вала, который
соединяется с валом электродвигателя с помощью жесткой
муфты.
Для сглаживания пульсаций газа агрегат комплектуется
буферными емкостями на всасывании и нагнетании.
Регулирование — автоматическое в пределах от 100 до 50%.
181
ТАБЛИЦА 40. Техническая характеристика
поршневых компрессоров
Показатели Марка компрессора
5Г-300/42-60 5Г-600/42-00 5Г-300/15-30 4М1G-45/35-55 2М16-32/35-50 | 2MI6-20/42-G0
Производительность (при условиях 0.18 0,36 0,40 0,736 0,533 0,36
всасывания), м3/с Давление, МПа: на всасывании 4,2 4,2 1.5 3,5 3,5 4,2
на нагнетании 6,0 6,0 3,0 5,5 5,0 6,0
Температура газа, °C не более: на всасывании 50 50 35 35 35 35—40
на нагнетании 90 90 НО 75 67 90
Частота вращения, об/мин 167 167 187 375 375 375
Число цилиндров, шт. 1 2 2 4 2 2
Расходы воды, м3/ч 1,6 1,6 1,6 10 8 6
Мощность электродвигателя, кВт 420 840 630 2000 1000 800
Техническая характеристика основных поршневых машин,
применяемых в установках риформинга для циркуляции водо-
родсодержащего газа, приведена в табл. 40.
Центробежные компрессоры. Центробежные
компрессоры обладают высокими технико-экономическими пока-
зателями и имеют существенные преимущества перед поршневыми
машинами, особенно при больших объемах сжимаемого газа и
умеренном перепаде давления (от 0,8 до 1,5 МПа). При указанных
параметрах сжатие газа осуществляется в однокорпусных агре-
гатах, без промежуточного охлаждения сжимаемого газа, что
существенно упрощает исполнение компрессорной установки сни-
жает габариты, расход металла, упрощает обслуживание и экс-
1луатацию.
Впервые центробежные компрессоры нашли применение в уста-
новках ЛГ-35-11/300-95 и ЛГ-35-8-/300Б, спроектированных сов-
местно Ленгипрогазом и проектным бюро SKL в г. Магдебурге
(ГДР). Затем центробежные машины были использованы в укруп-
ненных установках ЛЧ-35-11/600, поставляемых комплектно из
ЧССР.
В установках с очень большой производительностью Л-35-
11/1000 и секциях риформинга установок ЛК-6у впервые были
применены отечественные центробежные машины, разработанные
СКБК г. Казань по техническим заданиям Ленгипрогаза.
Применение указанных центробежных, машин позволило:
1) уменьшить общую металлоемкость установок; 2) устанавливать
один циркуляционный компрессор без резерва; 3) снизить загряз-
нения циркуляционного газа (за счет отсутствия смазки); 4) до-
182
биться широкого регулирования производительности при раз-
личных составах сырья за счет применения паротурбинного при-
вода; 5) значительно сократить капитальные затраты.
Следует отметить, что важным фактором, обеспечивающим
экономичную работу компрессора, является создание стабиль-
ных условий, близких к расчетным по производительности, хи-
мическому составу газа и его плотности, давлению и температуре.
При значительных отклонениях этих условий может наблюдаться
неустойчивая работа агрегата и перерасход энергии.
Режим работы компрессора характеризуется как произво-
дительностью компрессора и конечным давлением, так и часто-
той вращения, потребляемой .мощностью и к. п. д.
В отличие от поршневых машин, которые имеют постоянную
производительность независимо от давления нагнетания, произ-
водительность центробежного компрессора определяется дав-
лением газа на стороне нагнетания,. С повышением давления в си-
стеме, а следовательно, и на стороне нагнетания производитель-
ность падает, а при снижении давления увеличивается.
На рис. 43 представлена характеристика центробежного комп-
рессора при постоянной частоте вращения; там же приведена
характеристика системы (кривая /), в которой работает компрес-
сор. При работе в данной системе параметрами компрессора яв-
ляются производительность, мощность и к. п. д.
Как следует из рис. 43, параметры могут достигать критиче-
ских значений и рУ1 (точка М). В случае работы компрессора
при производительности, меньшей критической, возникает явле-
ние «помпажа», которое характеризуется чередованием прекра-
щения и возобновления подачи газа и, как правило, сопровож-
дается вибрацией н сотрясением трубопроводов [38].
Явление «помпажа» объясняется следующим образом. При
уменьшении производительности компрессора до Qv давление рас-
тет и при становится
максимальным; при даль-
нейшем уменьшении про-
изводительности давление
резко падает. В этом слу-
чае прекращается подача
газа и возможен даже
обратный переток с линии
нагнетания на линию вса-
сывания. Так как расход
сжатого газа не изме-
няется, давление на линии
нагнетания быстро падает
и компрессор возобновляет
подачу. В системе начи-
нается пульсация подачи
Рис. 43. Характеристика центро-
бежного компрессора.
183
и давления, перепад которых зависит от емкости системы, а
амплитуда — от характеристики машины.
При эксплуатации центробежных компрессоров рекомендуется
работать в области, удаленной от точки помпажа.
Нормальная эксплуатация компрессора зависит также от
плотности перекачиваемых газов. В установках каталитического
риформинга плотность циркуляционного водородсодержащего
газа может меняться в зависимости от качества перерабатывае-
мого сырья и режимных показателей процесса. Характеристика
компрессора в зависимости от плотности газа при неизменном дав-
лении на стороне всасывания изменяется. При определенной за-
данной производительности компрессора, давлении всасывания
и частоте вращения вала двигателя при различных плотностях
’аза давление, развиваемое компрессором, различно; соответст-
венно изменяется и перепад давления на компрессоре. При уве-
личении плотности газа этот перепад увеличивается, а при умень-
шении ее снижается. Таким образом, при отклонении плотности
перекачиваемого газа от номинального расчетного значения
может возникнуть две ситуации. Если перепад давления, раз-
виваемый компрессором, больше гидравлического сопротивле-
ния системы, то компрессор находится в области устойчивой ра-
боты.
Необходимое давление на стороне нагнетания компрессора
получается путем изменения давления на стороне всасывания
(обычно это делается задвижками). При значительном отклоне-
нии плотности газа от расчетного в сторону увеличения компрес-
сор работает в неоптимальном режиме, так как часть мощности
теряется на преодоление дополнительных сопротивлений во вса-
сывающем трубопроводе. В том случае, когда перепад давления,
развиваемый компрессором, меньше гидравлического сопротив-
ления системы (это наблюдается при перекачивании газа с плот-
ностью, гораздо меньшей расчетной), давление на стороне нагне-
тания уже недостаточно для нормального ведения процесса. По-
лучить необходимое в этом случае давление нагнетания можно
только изменением производительности компрессора или изме-
нением частоты вращения.
Так как процесс каталитического риформирования рекомен-
дуется проводить при заданном соотношении водородсодержащий
газ/сырье и тем самым определяется заданная производительность
компрессора, то исправить положение можно только с помощью
увеличения частоты вращения вала двигателя.
Следовательно, экономичная оптимальная работа компрессора
зависит от того, насколько близко гидравлическое сопротивление
системы приближается к перепаду давления, развиваемому ком-
прессором, а фактическая плотность перекачиваемых газов —
к расчетным значениям. Поэтому при выборе и эксплуатации ком-
прессора необходимо строго учитывать характеристику компрес-
сора и поддерживать состав газа в интервалах, на которые был
рассчитан компрессор.
184
ТАБЛИЦА 41. Техническая характеристика
центробежных компрессоров
Показатели Тип установки, марка компрессора
ЛГ-35-11/300. 7VR200/490 Л Г-35-11/300-95. 4VRM200/490 Л Г-35-8/300Б, 5V RM300/430 ЛЧ-35-11/600-67, TKV364
Производитель- 102 000 100 000 90 000 110 000 ность, м:'/ч Давление, МПа: на всасывании 3,5 3,0 1,5 2,9 на нагнетании 5,0 4,6 3,0 4,6 Частота враще- 1 492 1 492 995/1 492 2 985 ния, об/мин Электродвигатель-. тип 6Hel422-4 D KEXC-1426-1 D ККхе-1636-6/4 4СН.34.1480 мощность, кВт 2 500 3 000 2 500/5 000 2 800 напряжение, В 6 000 6 000 6 000 6 000
Показатели Тип установки, марка компрессора
Л 4-35-11/600-68. TK5RSA56 ЛЧ-35-11/600-73, ТК5 RSA5G ... Л-35-П/1000. 5ЦД-208/30-45 ЛЧ-35-11/1 000, 6RSA70
Производитель- 195 000 220 000 318 000 215000 ность, м3/ч Давление, МПа: на всасывании 2,4 3,0 3,0 1,3 на нагнетании 4,1 4,5 4,5 2,15 Частота враще- 1 500 6 100—8 600 — 1 480 ния, об/мин Электродвигатель: тип 1EBOE155-10004Z Паровая Паровая 2V267-04H турбина турбина К-6,5-28 Кб-ЗОп мощность, кВт 6 000 6 500 6 020 8 000 напряжение, В 6 000 — — 6 000
185
Регулирование работы центробежных компрессоров, т. е.
изменение основных параметров (давления нагнетания и произво-
дительности), осуществляется с целью обеспечения их значений
на определенном уровне. Процесс регулирования сводится к под-
держанию в системе заданного давления или к сохранению неиз-
менного расхода.
- Различают несколько способов регулирования центробежных
машин: регулирование дросселированием на линии нагнетания
или всасывания, регулирование воздействием на поток газа (за-
кручивание потока на линии всасывания или изменение положе-
ния лопаток в диффузоре), регулирование изменением частоты
вращения. В практике эксплуатации центробежных компрессо-
ров на установках каталитического риформинга и гидроочистки
олее широкое применение нашел способ регулирования давления
путем дросселирования давления на линии всасывания. При этом,
если компрессор работает от двигателя с постоянной частотой
вращения, то изменение характеристики компрессора может быть
достигнуто изменением давления во всасывающем трубопроводе
путем ввода дополнительного сопротивления. В этом случае тем-
пература и степень сжатия компрессора не меняются, а конечное
давление понижается. Таким образом, за счет регулирования дав-
ления на всасывании (обычно это делается задвижками) можно
несколько расширить область устойчивой работы.
Техническая характеристика центробежных компрессоров, прн-
применяемых в установках риформинга, приведена в табл. 41.
Глава б
ЭКСПЛУАТАЦИЯ УСТАНОВОК
ОБЩИЕ СВЕДЕНИЯ ОБ ЭКСПЛУАТАЦИИ
Подготовка к пуску. Моменту пуска установок риформинга
предшествует целый перечень мероприятий по приему воды, пара,
электроэнергии, воздуха КИП и других энергоресурсов из инже-
нерных сетей завода\Все эти мероприятия, а также проверка зна-
ний обслуживающего персонала являются общими для большин-
ства технологических установок завода\Они проводятся в соот-
ветствии с заводскими инструкциями и в данной главе подробно
не рассматриваются.
Кроме приема на установку энергоресурсов перед пуском
обычно осуществляются следующие операции: 1) проверка на
проходимость и продувка трубопроводов и аппаратов инертным
газом, испытание систем и отдельных узлов на герметичность;
2) обкатка оборудования; 3) сушка футеровки трубчатых печей и
реакторов; 4) загрузка и продувка катализаторов; 5) сушка и вос-
становление катализатора.
186
Загрузка и продувка катализатора. Перед
загрузкой катализатора вся реакционная аппаратура должна быть
очищена от всякого рода загрязнений (в частности, от масла) и
тщательно просушена (обычно это делается на стадии сушки и
прокалки торкрет-бетонной футеровки реакторов).
Перед загрузкой в реактор свежий катализатор обычно не
просеивается, однако при плохой транспортировке эта операция
может потребоваться. Просеивание катализатора проводят на
специальном оборудовании, которое позволяет улавливать ката-
лизаторную пыль.
Операции по загрузке и рассеву катализатора рекомендуется
проводить в сухую погоду, чтобы избежать попадания на катали-
затор атмосферных осадков.
Попадание на катализатор воды или снега приводит к сниже-
нию его прочностных характеристик.
Особое внимание необходимо уделить тому, чтобы в период за-
грузки катализатора он минимально подвергался истиранию и
дроблению, так как это приводит к ухудшению эксплуатационных
свойств и увеличению гидравлического сопротивления.
Обычно катализатор загружают сплошным потоком с помощью
резиновых или брезентовых рукавов, которые погружаются в ре-
актор до уровня насыпаемого слоя.
Иногда практикуется после засыпки некоторого слоя катали-
затора его разравнивание.
Для уменьшения давления на нижний слой катализатора в ре-
актор засыпается несколько слоев фарфоровых шаров разных
диаметров.
После загрузки и разравнивания слоя катализатора люки
реакторов закрываются, система продувается инертным газом и
испытывается на герметичность.
Сушка и восстановление катализато-
ров. Сушка и восстановление алюмокобальтмолибденового или
алюмоникельмолибденового катализатора и его восстановление
осуществляется водородсодержащим газом. Содержание кисло-
рода должно быть не более 0,5 % (об.). Этому обычно предшест-
вует операция по промывке системы от азота, которая произво-
дится водородсодержащим газом до тех пор, пока содержание
водорода в системе не достигнет 65—70 % (об.).
Циркуляция водородсодержащего газа осуществляется ком-
прессорами, входящими в состав установки.
Режим сушки и восстановления следующий:
Количество циркулирующего газа, м3/ч на 1 м3 ката- 200—400
лизатора
Скорость повышения температуры, °С/ч:
до 150 °C 10-15
» 300 °C 15—20
Выдержка, ч:
при 150 °C 2=1
» 300 °C 4—6
187
Общее время сушки и восстановления катализатора составляет
12—20 ч.
Обычно катализаторы предварительной гидроочистки бензина
поступают в окисной форме и переход их в более активную суль-
фидную форму осуществляется в первые несколько суток работы
установки на необессеренном сырье.
В настоящее время на заводах отрасли практикуется искус-
ственное сульфидирование катализаторов гидроочистки по мето-
дике ВНИИНП; в качестве осерняющих агентов используются
сероводород, элементарная сера, сероорганические соединения.
Предварительное сульфидирование катализаторов гидроочистки
повышает активность катализатора и позволяет снизить темпе-
ратуру гидрообессеривания на 15—20 °C в начальных циклах
эксплуатации.
Сушка и восстановление катализаторов риформинга произ-
водится также водородсодержащим газом. Перед этой операцией
система риформинга должна быть продута или опрессована азотом
или инертным газом. При этом к техническому азоту или инерт-
ному газу предъявляются требования по содержанию в них кис-
лорода, окиси и двуокиси углерода, воды (см. гл. 1).
Сушка и восстановление полиметаллических катализаторов
серии КР должны проводиться водородсодержащим газом, с ли-
митированным содержанием в нем сероводорода, углеводородов
С4—Св и влаги (см. гл. 1).
Сушка и восстановление катализаторов АП-56, АП-64 может
осуществляться водородсодержащим газом с содержанием водо-
рода не менее 70 % (об.) и содержанием серы не более 100 мг/м3.
При этом рекомендуется выдерживать следующий режим:
Температурные условия Скорость изменения температу- ры, °С/ч Время выдержки, ч Требования к осушке
250 °C (для АП-64 — 200 °C) 15-20
Выдержка при 250 °C (для АП-64 — — 15—20 Включаются
при 200 °C) адсорберы-
осушители *
480 °C 15—20 —. То же
Выдержка при 480 °C — 6 »
Снижение до 420 °C 15-20 —
• При работе с катализатором АП-56 проводится контроль за дренированием влаги
из сепараторов циркуляционного газа.
188
Сушку и восстановление катализаторов серии КР рекомен-
дуется проводить по следующему графику (осушители включены):
Температура, °C Скорость изменения температуры, сС/ч Время вы- держки, ч
начало конец
До 100 250 10—20
250 250 0 10—15
250 300 10 —
300 300 0 2
300 400 10—20 —
При температуре 300—400 °C осуществляется осернение ка-
тализатора с одновременным хлорированием его *.
Осернение обычно проводят этилмеркаптаном, который по-
дается из расчета 0,05 % (масс.) ** па катализатор.
Хлорорганическое соединение (дихлорэтан или четыреххло-
ристый углерод) подается одновременно с этилмеркаптаном из рас-
чета 0,05 % (масс.) 3* на катализатор пропорционально его за-
грузке в каждый реактор.
После проведения всех операций по сушке и восстановлению
катализаторов система переводится на циркуляцию водородсо-
держащего газа, которая продолжается до готовности установки
к приему сырья.
Пуск установок осуществляется в соответствии с технологи-
ческим регламентом.
Перед пуском установок необходимо выполнить следующие
мероприятия: 1) системы установки должны быть промыты инерт-
ным газом или техническим азотом с тем, чтобы содержание кис-,
лорода составляло не более 0,5 % (об.); 2) на установку должны
быть приняты энергоресурсы; 3) налажена циркуляция воды
в холодильниках и конденсаторах; 4) системы охлаждения и
смазки насосно-компрессорного оборудования должны быть про-
верены и нормально функционировать; 5) подготовлены схемы
приема сырья и сброса газов с установки, проверено качество
сырья, подлежащего переработке; 6) проверена схема циркуля-
ции жидкого топлива; 7) приборы КИП подготовлены к включе-
нию.
Для сокращения времени пуска установок обычно практикуют
одновременный пуск и вывод на режим отдельных узлов и блоков
установки.
На установках риформинга по выработке ароматических угле-
водородов при выполнении операции по сушке и восстановлению
катализаторов параллельно проводятся операции по приему на
* Необходимость осернения определяется типом катализатора.
** В пересчете на серу.
3* В пересчете на хлор.
189
установку сырья и наладки циркуляции в блоках отпарки гидро-
генизата и стабилизации риформата. Одновременно проводятся
подготовительные работы но разогреву, циркуляции и выводу на
режим систем очистки газов от сероводорода и регенерации рас-
твора МЭА.
Как правило, пуск установок разделяется на следующие ста-
дии: 1) сушка и восстановление катализатора блоков гидроочистки
и риформинга; 2) прием на установку сырья и наладка циркуля-
ции по блоку отпарки гидрогенизата и стабилизации риформинга;
3) включение в работу узлов по очистке газов от сероводорода,
наладка циркуляции раствора МЭА, разогрев системы и наладка
режима по регенерации раствора МЭА; 4) пуск и вывод на режим
отделения экстракции и выделения ароматических углеводородов
'для установок риформинга с получением ароматических угле-
водородов).
Реакторный блок. Пуск установок, работающих на
катализаторе АП-56 и АП-64 осуществляется с вывода на режим
блока гидроочистки с последующим вводом блока риформинга на
гидроочищенном сырье. При отсутствии на заводе достаточных
ресурсов водорода допускается пуск установок, работающих на
катализаторе АП-64 на негидроочищенном сырье, при этом содер-
жание серы в сырье может изменяться в пределах 0,01—0,03 %
(масс.).
Блок риформинга в этом случае выводится на проектный режим,
на котором работает в течение некоторого времени, необходимого
для получения достаточных количеств водородсодержащего газа
для запуска блока предварительной гидроочистки (это время со-
ставляет 48—52 ч).
Установки, работающие на полиметаллических катализаторах
серии КР, выводят на режим, запуская блоки предварительной
гидроочистки. При этом в гидрогенизате, поступающем на блок
риформинга содержание серы в сырье должно быть не более
1 частей/млн.
К сырью, подаваемому на установку, на пуск предъявляются
следующие требования.
1. Сырье не должно содержать эмульгированной воды и при-
месей и должно иметь по возможности постоянный состав.
2. Сырье должно быть проанализировано по фракционному
составу, углеводородному составу, содержанию воды, водораство-
римых кислот и щелочей, содержанию серы. Пределы кипения
сырья в установках для выработки ароматических углеводородов
устанавливаются в зависимости от назначения установки и ре-
сурсов сырья. Содержание серы в сырье устанавливается в зави-
симости от метода пуска установки или типа катализатора.
Давление в системах реакторного блока поднимают плавно во
избежание гидравлических ударов и нарушения герметичности
системы. Резкий подъем давления в реакторах может привести
к нарушению прочностных характеристик торкрет-бетонной фу-
теровки.
190
Сырье в систему подается после достижения в реакторах об-
щего давления согласно технологической карте и температуры,
минимальной для данного вида сырья.
Ограничения по температуре даются во избежание резкого ее
подъема при подаче первых порций сырья, что может привести
к падению активности катализатора из-за интенсивного коксооб-
разования.
Для блоков риформинга температура на входе в реакторы яв-
ляется основным регулируемым параметром процесса. Эта тем-
пература должна поддерживаться на минимально возможном
уровне, обеспечивающем получение катализата заданного каче-
ства (с заданным октановым числом или заданным содержанием
ароматических углеводородов). Температуру на входе в реакторы
за один раз не следует повышать более чем на 2 °C. При изменении
загрузки установки по сырью входные температуры должны кор-
ректироваться — уменьшаться при снижении загрузки и увели-
чиваться при ее повышении.
При повышении температуры на входе в реакторы увеличи-
вается жесткость процесса и ускоряются все основные реакции,
однако наиболее чувствительны к повышению температуры реак-
ции гидрокрекинга. Повышение температуры ускоряет образова-
ние кокса на катализаторе, снижает выход катализата и кон-
центрацию водорода в циркуляционном газе риформинга.
Температура на входе в реакторы при проведении любых опера-
ций на блоке риформинга никогда не должна превышать 530 °C.
При выводе на режим загрузку по сырью увеличивают посте-
пенно во избежание гидравлических ударов, которые могут при-
вести к разрушению катализатора. При этом возрастание нагруз-
ки по сырью не должно сопровождаться резкими колебаниями
температурного режима в реакторах и печах и резкими скачками
давления в системе.
Вывод на режим реакторных блоков осуществляется при го-
рячей циркуляции в системах отпарки гидрогенизата, очистки
газов от сероводорода и стабилизации -катализата.
По мере вывода реакторного блока на режим постепенно пере-
ходят на постоянный режим установки (отключение горячей цир-
куляции в вышеупомянутых блоках и переход на проектные виды
сырья) и добиваются выдачи с установки продуктов в соответст-
вии с технологической картой или специальным заданием.
После достижения полной загрузки реакторного блока сырьем
устанавливают температуру в реакторах, обеспечивающую полу-
чение гидрогенизата в блоке гидроочистки с заданным содержа-
нием серы, а в блоке риформинга — катализата с требуемым
по технологической карте октановым числом.
Блоки стабилизации катализата и от-
парки гидрогенизата. Вывод на режим указанных
блоков осуществляется сначала на сырье. Системы заполняются
сырьем и налаживается горячая циркуляция по схемам, указан-
ным в регламентах. Разогрев системы ведется постепенно со ско-
191
ростью 15—20 °C,'ч до температур 90—95 °C, при достижении тем-
ператур 954-100 °C скорость подъема температур снижается.
Давление в колоннах создается инертным газом. Горячая цир-
куляция продолжается до подачи сырья в реакторы. Вывод бло-
ков на требуемый режим осуществляется после достижения задан-
ных технологических параметров работы реакторного блока.
Блоки очистки газов и регенерации
раствора МЭА (для установок, имеющих эти узлы). К вы-
воду на режим указанных блоков приступают после промывки
систем конденсатом водяного пара. Эта операция проводится для
того, чтобы удалить из системы возможные механические при-
меси, следы щелочи и солей, которые при эксплуатации блока мо-
гут вызвать вспенивание раствора МЭА.
Для возможности снижения коррозии в верхней части отгон-
ной колонны и конденсационно-холодильной аппаратуре в пуско-
вой период в конденсат, подаваемый для пуска системы, необходимо
добавлять до 0,5 % (масс.) моноэтанолампна и в дальнейшем под-
держивать указанную концентрацию. Это мероприятие позволяет
создать пленку МЭА па стенках аппаратов и тем самым предохра-
нить последние от коррозии.
Подачу пара в подогреватель отгонной колонны необходимо
осуществлять постепенно во избежание гидравлических ударов.
Разогрев системы ведется со скоростью 15—20 °С/ч до темпера-
туры 90 °C и 5—6 °С/ч до температуры НО—115 °C.
Блок экстракции ароматических угле-
водородов. Пуск блока производится на пониженной про-
изводительности (50—70 % от проектной).
Как правило, в первую очередь на режим выводят атмосферно-
вакуумную колонну, колонна заполняется раствором ДЭГа и
налаживается циркуляция ДЭГа по схеме, рекомендуемой регла-
ментом. Включается в работу эжектор и постепенно в вакуумной
части колонны создается вакуум около 20 мм рт. ст. Начинают
разогрев системы с небольшой скоростью 5—6 °С/ч, включаются
в работу приборы КИП. После вывода на режим узлов экстракции,
тпарки и промывки налаживается циркуляция промывной воды
и ДЭГа по схеме регламента.
Далее запускаются в работу одновременно отпарная и экст-
ракционная колонны. В них налаживается циркуляция ДЭГа
и начинается разогрев системы; при достижении температуры
120—130 °C в низу экстракционной колонны циркуляцию ДЭГа
через отпарную колонну прекращают, оставляя только цирку-
ляцию нижнего продукта в этой колонне. После проведения этих
операций принимают сырье (стабильный катализат) на экстрак-
цию в экстракционную колонну; в колонне постепенно с помощью
стабильного катализата поднимается давление до 0,6—0,7 МПа.
До установления режима ДЭГ с рафинатом сбрасывается в экст-
ракционную колонну.
При установлении постоянного давления в экстракционной
колонне осуществляют вывод рафината в парк.
192
При достижении температуры 140 °C начинают подавать ДЭГ
в экстракционную колонну и проводят его циркуляцию по схеме:
отпарная колонна-> насосы-хэкстракционная колонна х тепло-
обменники->отпариая колонна.
Давление в экстракционной колонне поднимают до проект-
ного.
По мере вывода на режим экстракционной колонны экстракт
сбрасывается в некондицию или по линии рафината в парк.
После получения качественного экстракта заполняется экс-
трактом бензольная толуольная и ректификационная колонны и
налаживается циркуляция по схеме: ректификационная колонна->
бензольная колонна-/толуольная колонна--циркуляционная
емкость экстракта или парк (по линии рафината).
Начинается разогрев системы путем подачи пара в кипятиль-
ники колонн. Подъем температуры — 5—6°С/ч.
При появлении уровней в емкостях орошения налаживается
подача орошения в вышеупомянутых колоннах. Верхние продукты
бензольной и толуольной колонн до наладки режима сбрасы-
ваются в парки или заворачиваются на циркуляцию ректифика-
ционной колонны.
После получения бензола и толуола, соответствующих требо-
ваниям ГОСТ, вся установка считается выведенной на режим.
Нормальная эксплуатация установок. При нормальной эксплуа-
тации установки необходимо строго выдерживать заданный техно-
логический режим согласно утвержденной технологической
карте.
Желательно поддерживать постоянную производительность
установки; при изменении производительности необходимо тща-
тельно контролировать режим процесса.
Особый контроль необходимо вести за качеством сырья, по-
ступающего на установку, обращая внимание на содержание в
в сырье серы, непредельных, смолистых соединений и воды.
Во время всего периода эксплуатации установки необходимо
осуществлять постоянный контроль за -состоянием аппаратуры,
коммуникаций, насосов, компрессоров и другого оборудования.
Правильность работы контрольно-измерительных приборов и ав-
томатики осуществляют путем сверки показаний датчиков и вто-
ричных приборов: замера параметров образцовыми приборами,
проверка рабочих приборов на нуль. Эти операции проводятся
работниками КИП производства.
Во время эксплуатации постоянно должен вестись контроль
получаемых продуктов и полупродуктов по утвержденному гра-
фику и имеющимся в составе установки анализаторам ка-
чества.
Все нерабочие аппараты и участки трубопроводов должны
быть отглушены. Задвижки на факельной линии должны нахо-
диться в положении в соответствии с технологической схемой,
опломбированы и закрыты на замок. Обо всех открытиях и закры-
тиях арматуры должен составляться акт цеховой комиссии.
193
Учитывая характер производства, особое внимание уделяется
соблюдению правил безопасности, газо- и пожаробезопасности.
Как правило, должен соблюдаться график планово-предупре-
дительного ремонта насосов, ко'ипрессоров, а также всего обору-
дования во время текущих и капитальных ремонтов.
Реакторный блок. При регулировании режима для
обеспечения нормальной работы необходимо: постоянно контро-
лировать основные параметры и своевременно их изменять; сле-
дить за концентрацией водородсодержащего газа в блоке предва-
рительной гидроочистки; постоянно проверять кратность цирку-
ляции водородсодержащего газа и не допускать ее снижения для
предотвращения коксования катализатора; следить за темпера-
турой на выходе из змеевиков печи для обеспечения требуемой
чистки сырья от серы и получения катализата требуемого каче-
ства.
Колебания температуры смеси на выходе из продуктового хо-
лодильника должны быть в пределах технологической карты.
Повышение температуры в сепараторе, где выделяется циркуля-
ционный водородсодержащнй газ, приведет к увеличению плот-
ности водородсодержащего газа и перегрузке компрессоров. Для
установок, имеющих в своем составе центробежные компрессоры,
последнее обстоятельство особенно важно.
Не рекомендуется резкое снижение давления в системе, что
может привести к отслаиванию продуктов коррозии, увеличе-
нию их выноса в реактор и соответственно к увеличению гидрав-
лического сопротивления.
Трубчатые печи. Основной задачей нормальной экс-
плуатации печей является нагрев продуктов до заданных темпе-
ратур с минимальными затратами.
Надежность и долговечность работы печей обеспечивается
соблюдением режимных показателей и следующих требований.
1. Все приборы КИП должны быть в исправном состоянии и за
ними должно быть налажено систематическое наблюдение.
2. За горением топлива в горелках и форсунках должно быть
становлено систематическое наблюдение. При обнаружении не-
поладок следует сразу производить регулировку.
Регулировка горелок производится путем изменения подачи
воздуха или газа либо величины тяги. Горение в каждой горелке
регулируется по характеру, величине и цвету факела, а в целом
на печь — по анализам дымовых газов.
3. Регулируется теплопроизводительность печи в соответствии
с температурами на выходе продуктов в змеевиках печи. Как пра-
вило, такое регулирование осуществляется автоматически.
4. Необходимо следить за состоянием змеевиков печи и выдер-
живать постоянство потоков.
5. Нельзя допускать отключения блокировок, связанных с по-
дачей топлива в печь.
Регенерация катализаторов производится в том случае, когда
катализатор отработал положенный межрегенерационный период
194
и его снижающаяся активность не может быть скомпенсирована
изменением параметров технологического режима в пределах,
предусмотренных технологической картой.
Основными признаками падения активности катализатора
являются: 1) понижение выхода катализата; 2) падение октанового
числа и увеличение выхода углеводородного газа; 3) снижение
температурного перепада в реакторах; 4) резкое падение концен-
трации водорода в водородсодержащем газе; 5) падение концен-
трации ароматических углеводородов в катализате при повышении
концентрации водорода в водородсодержащем газе.
Перед проведением регенерации следует убедиться, что изме-
нение качества и выхода катализата, изменение показателей тех-
нологического режима действительно вызвано падением активно-
сти катализатора, а не связано с другими причинами —резким
изменением качества сырья, смешением катализата с сырьем
в теплообменниках реакторного блока и т. п. Для контроля ра-
боты теплообменников должны периодически отбираться пробы
катализата до и после теплообменников для анализа на содержа-
ние ароматики и октанового числа.
Окислительная регенерация заключается в выжиге отложив-
шегося на катализаторе кокса. Отлагающийся кокс блокирует
поверхность катализатора, снижая тем самым его актив-
ность.
При нормальной эксплуатации катализатора (т. е. при соблю-
дении таких параметров, как давление, температура, кратность
циркуляции водородсодержащего газа и качество сырья параме-
трам в технологической карте) коксообразование не превышает
установленных норм.
Коксообразование усиливается, если в сырье попадают высо-
кокипящие фракции, содержащие полициклические углеводо-
роды или парафиновые углеводороды высокого молекулярного
веса, которые легко образуют олефины и диолефины; умень-
шается кратность циркуляции водородсодержащего газа, пони-
жается давление или значительно увеличивается температура;
нарушается баланс гидрирующей-дегидрирующей и кислотной
функции катализатора вследствие отравления металлических
центров или повышения кислотности носителя.
Путем окислительной регенерации активность катализатора
может быть восстановлена почти до нормального уровня.
После выжига кокса катализаторы АП-64 и серии КР подвер-
гаются оксихлорированию — обработке хлорсодержащими соеди-
нениями при высокой температуре в окислительной среде.
Перед регенерацией проводится ряд подготовительных опе-
раций в такой последовательности: 1) прекращение подачи хлорор-
ганики (для установок, имеющих узлы дозированной подачи
хлорорганики в реакторах); 2) снижение температуры в системе
до 450—470 °C; 3) постепенное прекращение подачи сырья; 4) со-
кращение подачи топлива в реакторную печь; 5) перевод отделе-
ния стабилизации и экстракции на горячую циркуляцию; 6) пере-
195
вод реакторной системы на газовую циркуляцию водородсодер-
жащим газом при температуре 500 °C (в течение 10—12 ч) с целью
десорбции углеводородных газов пз катализатора и максималь-
ного удаления серы; 7) постепенное снижение температуры в си-
стеме до 100—250 °C и остановка печей реакторного блока; 8) плав-
ный сброс давления и опорожнение системы от нефтепродуктов;
9) продувка системы инертным газом до содержания горючих ме-
нее 0,5 % (об.).
Регенерация катализаторов проводится по газовоздушному
методу непрерывно и условно разделяется на три стадии: 1) вы-
жиг адсорбированных углеводородов при температуре 250—300 °C;
2) выжиг кокса при температуре 300—450 °C; 3) прокалка катали-
затора при температуре 450—500 °C.
Давление в системе и расход циркулирующего газа зависят от
характеристики компрессоров и должны поддерживаться на
проектном уровне. Рекомендуется, чтобы кратность циркуляции
находилась в пределах 500—1000 м3/м3 катализатора.
Окислительная регенерация катализаторов селективного ги-
дрирования АП-10, АП-15 проводится одновременно с регенера-
цией катализаторов риформинга при температуре, не превышаю-
щей 400 °C, без изменения технологической схемы циркуляцион-
ного тракта.
Окислительная регенерация катализаторов АП-64 и серии КР
осуществляется в условиях ограниченной влажности с защитой
компрессоров от хлористого водорода.
Перед началом регенерации к системе подключают адсорбер
с цеолитами. Во время регенерации цеолиты постепенно насы-
щаются влагой, по продолжают практически полностью улавли-
вать хлористый водород. Влажность по мере отработки цеолитов
повышается, достигая при оксихлорировании и окислительной
прокалке 500—800 частей/млн.
Выжиг. Подготовленная к регенерации система запол-
няется инертным газом до давления 1—2 МПа и налаживается
циркуляция по следующей схеме: компрессоры->-теплообменная
ппаратура-^реакторы (если имеется реактор селективного ги-
дрирования, то включая и его)->теплообменная аппаратура-*-
холодильннки->адсорберы-осушители->компрессоры. Постепенно
поднимается температура на входе в реакторы до 250 °C и в этот
момент контролируется содержание кислорода и углекислого
газа на выходе из последнего реактора.
При содержании горючих менее 0,5 % (об.) и кислорода в
в инертном газе 0,3—0,4 % (об.) подается воздух в последний
реактор в таком количестве, чтобы концентрация кислорода в цир-
кулирующем газе на входе в последний реактор была 0,5—0,6 %
(об.), а на выходе составляла около 0,4 % (об.).
В этот период постоянно осуществляется контроль темпера-
тур в реакторах. В реакторах наблюдается зона повышенных тем-
ператур, которая последовательно передвигается в реакторе
сверху вниз. ....
196
Содержание кислорода в выбрасываемом газе не должно пре-
вышать 0,4 % (об.); если это превышение наблюдается, то необхо-
димо поднять температуру до 320—330 °C. При достаточном со-
держании кислорода в газе температура должна повышаться, по
не превышать 350 °C. При повышении температуры выше 350 °C
подачу воздуха рекомендуется прекратить.
Первая стадия считается законченной, если температура на
входе и выходе из реактора примерно равна, содержание кисло-
рода на входе и выходе реактора одинаково, а рост концентрации
углекислого газа в сбрасываемом газе прекратится.
Выжиг кокса осуществляют сразу после окончания первой
стадии, не прекращая циркуляции газа: система циркуляцион-
ного тракта дренируется от возможных скоплений воды, темпе-
ратура на входе в реакторы поднимается до 300—400 °C. При до-
стижении этой температуры начинается подача воздуха в систему
в таком количестве, чтобы температура в слое катализатора не
превышала 450 °C; в противном случае расход воздуха должен
быть снижен.
Не допуская повышения температуры в слое катализатора
выше 450 °C, подачу воздуха в систему продолжают вести из рас-
чета, чтобы содержание на входе в последний реактор было около
1,0 % (об.).
Для ускорения процесса на этой стадии подача воздуха может
производиться во все реакторы одновременно, но требуется весьма
тщательный лабораторный контроль.
Прокалка катализатора проводится при темпе-
ратуре 450—500 °C и увеличенных расходах воздуха в такой по-
следовательности: не уменьшая циркуляцию газа, температуру
на входе во все реакторы поднимают до 450 °C—480 °C и подают
воздух в первый реактор. При этом не должно наблюдаться скач-
ков температуры в слое катализатора.
Переход от второй стадии к третьей осуществляется посте-
пенно при снижении интенсивности горения вплоть до его полного
прекращения.
После прекращения горения во всех точках для контроля за
полнотой регенерации катализатор выдерживается при темпера-
туре 500 °C и концентрации кислорода в газе 3,0 % (об.) в течение
4—5 ч.
На третьей стадии резко сокращается потребление кислорода
и соответственно должна регулироваться подача воздуха.
Оксихлорирование и окислительная прокалка катализаторов.
Полиметаллические катализаторы серии КР, а также катализатор
АП-64 после регенерации подвергаются процессу оксихлориро-
вания и окислительной прокалки. Эти мероприятия включают
три стадии: 1) стадию подачи концентрированной хлорорганики
во все реакторы в количествах, пропорциональных массе катали-
затора; 2) стадию высокотемпературной окислительной прокалки
с подачей хлорорганики в первую ступень риформинга; 3) стадию
окислительной прокалки без подачи хлорорганики. •
197-
Оксихлорирование и окислительная прокалка проводятся
при следующих условиях:
Стадия Время, ч Темпера- тура, СС Давление. МПа Концентра- ция кисло- рода. % (об.)
Оксихлорирование 3-4 500—510 0,8—1,5 3—4
Окислительная прокалка с подачей хлорорганики 4—6 510 0,8—1,5 5—6
Окислительная прокалка 1-2 510 0,8—1,5 5—6
без подачи хлорорганики
Расход хлорорганического вещества принимается в зависи-
мости от массы катализатора в соотношениях:
Пересчет на хлор. %
АП-64 КР
Окси хлорирование
Окислительная прокалка
0,3—0,6 0,6—0,8
0,1—0,2 0,2—0,3
В качестве хлорорганического вещества применяются дихлор-
этан, трихлорэтан, четыреххлористый углерод, используемые в не-
разбавленном виде.
Максимально допустимая температура в слое катализатора —
520 °C; если при горении хлорорганического вещества темпера-
тура повышается, то соответственно снижают скорость подачи.
При проведении оксихлорирования и окислительной прокалки,
несмотря на включенные адсорберы-осушители, влажность в си-
стеме лежит в пределах 500—800 частей/млн., поэтому после за-
вершения упомянутых операций проводят тщательную сушку,
заменяя циркулирующий газ сухим инертным газом или азотом.
Остановка технологических установок. Остановки технологи-
ческих установок риформинга подразделяются: на нормальную
остановку с целью проведения регенерации катализаторов или
планово-предупредительных ремонтов; кратковременную оста-
новку в связи с отсутствием сырья или емкостей для хранения
готовой продукции; аварийную остановку при авариях или пред-
аварийных ситуациях.
.^Нормальная остановка. В случае нормальной
остановки, связанной с необходимостью проведения регенерации
катализаторов, останавливаются реакторные блоки гидроочистки
и риформинга. Блоки стабилизации катализата, вторичной пере-
гонки, экстракции ароматических углеводородов и регенерации
МЭА переводятся на горячую циркуляцию.
Остановка блока предварительной гидроочистки включает
следующие этапы: 1) снижение подачи сырья (40—45 % от номи-
нала) с последующим прекращением подачи сырья и опорожне-
198
нием продуктового сепаратора; 2) горячая газовая циркуляция
в системе высокого давления при рабочих условиях (5—6 ч)
с целью гидрирования остаточных продуктов; 3) охлаждение си-
стемы и сброс давления (сброс водородсодержащего газа произ-
водится ступенчато, сначала в линию топливного газа, а затем
на факел); 4) остановка аппаратов воздушного охлаждения, пре-
кращение подачи воды в холодильники и дренаж раствором МЭА
в емкость циркулирующего раствора; 5) эвакуация остаточных
продуктов и продувка системы инертным газом до содержания
горючих 0,5 % (об.).
Подготовленная таким образом система надежно отключается
от источников возможного попадания в систему нефтепродуктов и
водорода.
При остановке на плановый ремонт наряду с остановкой реак-
торных блоков гидроочистки и риформинга осуществляется и
остановка вспомогательных блоков и отделений установки (ста-
билизации, регенерации МЭА и т. п.). При этом они останавли-
ваются в такой последовательности: 1) снижение температуры низа
колонны с прекращением циркуляции продукта через печь (пли
рибойлер); 2) отключение выхода продуктов с верха колонн, опо-
рожнение емкостей орошения колонн при достижении темпера-
туры 35—40 °C; 3) отключение аппаратов воздушного охлаждения
и водяных холодильников, дренаж аппаратуры и трубопроводов
в дренажную емкость; 4) сброс давления из колонной аппаратуры
на факел; 5) пропарка водяным паром и продувка инертным
газом.
Детальные операции по остановке колонного оборудования
приводятся в заводских пусковых инструкциях по эксплуатации.
После проведения всех перечисленных операций система го-
това к вскрытию и ремонту.
Остановка блока риформинга состоит из следующих этапов:
1) прекращения подачи хлорорганических соединений; 2) сниже-
ния температуры газосырьевой смеси на входе в реакторы до
470—480 °C; 3) уменьшения расхода сырья с последующим его
полным прекращением; 4) горячей газовой циркуляции на водо-
родсодержащем газе (5—6 ч) по схеме: циркуляционные компрес-
соры->узел смешения—>теплообменник[1->печи—>реакторы—►тепло-
обменники-холодильники—кепаратор циркуляционного газа-*аб-
сорберы осушителя (если имеется в схеме)->компрессоры; 5) осво-
бождения аппаратуры; 6) охлаждения системы с последующей
остановкой печей и компрессоров; 7) осуществления сброса давле-
ния в системе, дренирования продуктов и продувки инертным
газом.
Адсорберы рекомендуется держать под небольшим давлением
инертного газа во избежание поглощения цеолитом влаги из
воздуха.
Кратковременная остановка производится
при отсутствии сырья или свободных емкостей для хранения го-
товой продукции.
199
Прекращение подачи с.ырья вызывает резкий подъем темпе{
туры в реакторах, что может привести к закоксовыванию ката/
затора, прогару труб в печах.
В этом случае при достижении расхода сырья ниже мш
мально допустимого включается звуковая сигнализация и бло!
ровка на отключение сырьевых насосов и прекращение пода
топлива к печам реакторного блока.
Одновременно останавливаются дожимные компрессоры и пе|
крывается линия. избыточного водородсодержащего газа бло
риформинга. Подается пар в камеры сгорания реакторных печ<
Отделения стабилизации, вторичной перегонки и стабнли:
ции риформинга переводятся на горячую циркуляцию по этап
приведенным в разделе «Нормальная остановка».
При длительном отсутствии сырья установка нормально ос
навливается.
Аварийная остановка. Остановка при возник:
вении аварийных ситуаций возможна по следующим причин;
1) прекращение подачи сырья; 2) пропуск в змеевиках печ'
3) прекращение подачи электроэнергии, оборотной воды, водяш
пара, воздуха КИП; 4) остановка циркуляционного компрессо;
5) прекращение подачи топлива; 6) прорыв фланцевого соединен!
работающего под давлением, разрыв и неисправность оборудо:
ния,трубопроводов и арматуры; 7) неисправность предохра!
тельных клапанов; 8) нарушение правил техники безопасное
обслуживающим персоналом; 9) неисправность технологическ
блокировок.
При прекращении подачи сырья установка останавливав
в последовательности, изложенной в разделе «Кратковремеш
установка».
При пропуске в змеевиках печей остановку установки про:
дят в такой последовательности: 1) тушатся форсунки печей, в i
меру сгорания подается водяной пар; 2) прекращается подг
сырья и останавливается циркуляционный компрессор; 3) сб]
сывается давление из продуктового сепаратора высокого давлен
и система продувается инертным газом на щит сброса, 4) блок с
билизации переводится на горячую циркуляцию.
При пропуске в змеевиках печей отделения стабилизаг
последовательность операции по останову следующая: 1) туша-
форсунки печей; 2) подается водяной пар в камеры сгоран
3) змеевики печей продуваются в колонну, продукт из колон
направляется в парк и остатки дренируются. В дальнейп
секция нормально останавливается.
; Прекращение подачи электроэнергии приведет к остано!
всего насосно-компрессорного оборудования и аппаратов воздт
ного охлаждения, при этом отключаются системы блокирово!
сигнализации.
В данном случае остановку осуществляют в такой после
вательности: 1) закрывается подача топлива к печам (обычно о
ществляется с помощью аварийного питания электрозадвижек
200
третьего независимого источника электроснабжения); 2) в камеру
сгорания печей подается водяной пар; 3) вручную закрываются
задвижки на насосах, выводе готовой продукции.
При длительном перерыве подачи электроэнергии установка
останавливается полностью, система освобождается от нефтепро-
дуктов и продувается инертным газом.
Прекращение подачи оборотной воды приводит к увеличению
температуры технологических потоков, росту температуры в под-
шипниках насосно-компрессорного оборудования.
В этом случае проводятся следующие операции: 1) останавли-
ваются насосы и компрессоры; 2) прекращается подача топлива
к печам; 3) закрываются все задвижки на всех трубопроводах,
входящих и выходящих с установки; 4) закрываются задвижки
на линиях подачи воды в холодильники и конденсаторы-холо-
дильники, из аппаратуры дренируется вода.
При длительном отсутствии оборотной воды аппаратура осво-
бождается от газообразных и жидких нефтепродуктов и установка
полностью останавливается.
Прекращение подачи водяного пара приводит к нарушению
распыла жидкого топлива в форсунках трубчатых печей, прекра-
щению обогрева аппаратов и трубопроводов (в зимний период),
снижению температур технологических потоков, нагреваемых
с помощью водяного пара.
При прекращении подачи пара среднего давления к форсункам
печей немедленно прекращается подача топлива, реакторный блок
и узел регенерации МЭА нормально останавливаются, а отделения
стабилизации и вторичной перегонки переводятся на горячую
циркуляцию.
При прекращении подачи водяного пара низкого давления на
обогрев паровых спутников и аппаратов в зимнее время необхо-
димо дренировать конденсат из трубопроводов. При длительном
отсутствии водяного пара в зимнее время установка останавли-
вается по нормальной схеме.
При остановке циркуляционного компрессора реакторный
блок останавливается по схеме, когда на установку прекращается
подача сырья.
Вспомогательные блоки переводятся на горячую циркуляцию.
При длительной остановке компрессора установка полностью
останавливается по нормальной схеме.
При прорыве фланцевого соединения, работающего под давле-
нием, необходимо как можно быстрее систему освободить от сырья
и водородсодержащего газа. При этом прекращается подача
сырья в тройнике смешения, останавливается циркуляционный
компрессор, прекращается подача топлива в печи реакторного
блока, прекращается подача хлорорганических соединений, из
системы высокого давления плавно (во избежание гидравлических
ударов) сбрасывается давление, вспомогательные блоки перево-
дятся на горячую циркуляцию, после охлаждения системы произ-
водится устранение утечек нефтепродуктов и ремонт арматуры.
7 В. А. Гуляев и др. 201
АВТОМАТИЧЕСКОЕ РЕГУЛИРОВАНИЕ
И КОНТРОЛЬ ПРОЦЕССА
Основная задача автоматического регулирования процессов
нефтепереработки и нефтехимии — получение готовых продук-
тов, отвечающих заданным показателям состава и физико-хими-
ческих свойств.
На установках каталитического риформинга прямогонных бен-
зиновых фракций применяется комплексная автоматизация про-
цесса, которая обеспечивается централизованным управлением
технологическим процессом, широким изготовлением взаимосвя-
занных (каскадных) схем регулирования с применением приборов
малогабаритной унифицированной системы.
Основным фактором, влияющим на качество получаемых на
установках каталитического риформинга продуктов, является тем-
пература в реакторах блоков риформинга и гидроочистки.
Регулирование заданной температуры на входе в реакторы
осуществляется автоматически путем изменения подачи отопи-
тельного газа или мазута к форсункам соответствующих секций
реакторной печи риформинга и к форсункам печи гидроочистки.
Температурный режим в реакторах по высоте и по сечению
(по слоям катализатора) контролируется многозонными термо-
парами. Температура корпуса реакторов контролируется поверх-
ностными термопарами.
Сопротивление по реакторам определяется дифманометром по
перепаду давления.
Для обеспечения нормального режима нагрева продуктов в пе-
чах и нормального горения топлива предусмотрены соответствую-
щие контрольно-измерительные приборы и автоматическое регу-
лирование.
Температура газосырьевой смеси замеряется на входе в кон-
векционные камеры после теплообменников, на перекидках из
конвекционных камер в радиантные камеры гидроочистки и пер-
вой ступени риформинга, в параллельных коллекторах на выходе
•(3 каждой камеры риформинга, на входе и выходе из реак-
тор ов.
При повышении температуры перед реактором гидроочистки
выше 420 °C, а перед реакторами риформинга выше 530 °C преду-
смотрена сигнализация.
Регулирование этих температур осуществляется автомати-
чески путем изменения подачи топливного газа к горелкам печей
с помощью клапанов, установленных перед камерами каждой
ступени нагрева.
Температура продуктов сгорания (дымовых газов) контроли-
руется с помощью термопар, установленных на выходе из радиант-
ных камер, на перевалах, на выходе из конвекционных камер.
В этих же местах контролируется и разрежение дымовых га-
зов. По падению разрежения перед дымососом включаются
автоматические блокировки.
202
Постоянное давление топлива (топливного газа и мазута) под-
держивается автоматически регулятором давления.
Температура нагрева топлива в подогревателях мазута и топ-
ливного газа регулируется клапанами, установленными на линии
подачи пара к подогревателям.
Процесс горения топлива в печах регулируется подачей воз-
духа на горение в каждую горелку по величине и цвету факела.
Процесс горения топлива контролируется автоматическими газо-
анализаторами по содержанию окиси углерода и кислорода в ды-
мовых газах.
Для налаживания работы горелок на трубопроводах подачи
мазута, газа и пара к горелкам перед входом устанавливаются ма-
нометры.
Регулирование давления в блоке риформинга осуществляется
с помощью клапана, установленного на линии подачи избыточного
водородсодержащего газа в блок гидроочистки. Давление в блоке
гидроочистки регулируется с помощью клапана, установленного
на отдуве водородсодержащего газа из сепаратора гидро-
очистки.
Для поддержания режима в отпарной колонне следует пода-
вать в колонну определенное количество орошения, контролиро-
вать и регулировать температуру на входе сырья в колонну,
уровень жидкости, температуру и давление в нижней части ко-
лонны.
Давление в колонне поддерживается регулирующим клапаном,
установленным на отдуве углеводородного газа из емкости оро-
шения.
Температура низа колонны автоматически регулируется кла-
паном, установленным на греющем агенте, подаваемом в кипя-
тильник колонны.
Если для нагрева горячей струи используется печь, то темпе-
ратура продукта на выходе из печи регулируется с помощью кла-
пана, установленного на подаче газообразного или жидкого топ-
лива в печь.
Уровень в колонне поддерживается клапаном, установленным
на нагнетательном трубопроводе насоса, который откачивает
нижний продукт из колонны.
Для поддержания режима в стабилизационной колонне необ-
ходимо контролировать и регулировать температуру, давление и
уровень жидкости в нижней части колонны, подавать определен-
ное количество орошения, причем основным регулируемым пара-
метром является расход орошения, а заданным — расход пи-
тания.
Давление в стабилизационной колонне поддерживается регу-
лирующим клапаном, установленным на шлемовой линии.
Давление в емкости орошения поддерживается регулирующим
клапаном, установленным на выходе паров из емкости орошения.
Раздельное регулирование давления в колонне и в рефлюксной
емкости обеспечивает работу конденсатора-холодильника в по-
7* 203
стоянных условиях и равномерное поступление конденсата в ем-
кость орошения.
Температура питания регулируется подачей теплоносителя
в подогреватель питания колонны.
Температура, давление и уровень жидкости, температура и
давление в нижней части колонны регулируется и контролируется.
Автоматическое регулирование процесса ректификации за-
трудняется из-за большого количества взаимосвязанных перемен-
ных, влияющих на процесс разделения, а также из-за значительной
емкости и инерционности объекта регулирования.
Ректификационная колонна имеет большое число тарелок.
Всякое изменение рабочих условий распространяется от тарелки
тарелке, новое равновесное состояние достигается постепенно.
В зависимости от аппаратурного решения технологической
схемы и от конкретных условий проведения процесса разделения
принимаются различные схемы регулирования давления в ректи-
фикационных колоннах.
Давление регулируется воздействием на регулирующий кла-
пан, установленный на шлемовой линии, если температура верха
невысокая и для получения удовлетворительного качества про-
дуктов разделения требуется минимальное запаздывание в этом,
контуре регулирования.
Наиболее распространенным способом регулирования давле-
ния в колонне является байпасирование горячего газа мимо кон-
денсатора-холодильника. При этом горячий газ поступает непо-
средственно в рефлюксную емкость либо в емкость после конден-
сатора-холодильника.
Система автоматического контроля и регулирования в ректи-
фикационных колоннах с полной конденсацией дистиллята за-
ключается в поддержании постоянного перепада давления между
колонной и рефлюксной емкостью воздействием на регулирующий
клапан, установленный на перепуске паров мимо конденсаторов-
холодильников.
Основным условием, обеспечивающим получение продуктов
аданного качества, является поддержание определенного тепло-
вого баланса колонны.
Тепловой баланс колонны складывается из теплоты, подводи-
мой в колонну с сырьем, с парами, поступающими из рибойлера, и
теплоты, снимаемой в верху колонны холодным орошением,
а также теплоты, отводимой из колонны с дистиллятом и остатком.
Параметром, характеризующим качество поддержания за-
данного теплового баланса, является температура. ./
Применяются различные варианты регулирования темпера-
туры сырья, поступающего в колонну. От стабильности этого теп-
лового потока во многом зависит устойчивая работа колонны
в целом. Используются различные варианты регулирования тем-
пературы сырья, поступающего в колонну.
Наиболее часто применяется прямая схема регулирования
подачи греющего пара в подогреватель сырья по температуре
204
сырья на выходе из подогревателя, а также каскадная схема,
когда регулятор температуры сырья на выходе из подогревателя
корректирует регулятор расхода греющего пара.
Используется также схема регулирования температуры сырья
изменением поверхности нагрева. Установленный на выходе
конденсата пэра клапан прикрывается, трубки теплообменного
аппарата заполняются жидкостью, что уменьшает поверхность
нагрева.
Основной составляющей теплового баланса колонны является
теплота, подводимая с парами из рибойлера, Температура этих
паров, как и температура в зоне подачи питания или на контроль-
ной тарелке колонны, определяющая качество поддержания теп-
лового баланса колонны, регулируется воздействием на подачу
водяного пара в рибойлер.
Если для нагрева сырья используется печь, то регулятор тем-
пературы па выходе горячей струи из печи воздействует на подачу
газообразного или жидкого топлива.
В зависимости от конструкции колонны, условий проведения
процесса разделения, качества получаемых продуктов выбирается
схема воздействия на подачу пара в рибойлер.
Наиболее распространены схемы воздействия регулятора тем-
пературы в зоне питания или на контрольной тарелке.
Подвод орошения в колонну осуществляется либо по расходу,
либо по температуре паров наверху или на контрольной та-
релке.
Однако не рекомендуется применять схемы с одновременным
регулированием температуры верха (воздействием на расход оро-
шения) и температуры низа колонны (воздействием на расход
теплоносителя в рибойлер), так как это может нарушить процесс
разделения.
На установках применяются пневматические приборы типа
«Старт», а также используется электрическая унифицированная
система приборов.
Температура регулируется многоточечными потенциометрами
типа КСП-2И с искробезопасными входными цепями.
Для измерения и регулирования температуры применяются
термопары с нормирующими преобразователями с искробезопас-
ными выходными цепями типа НП-ТЛ-11 и электропреобразова-
телями ЭПП-63.
В качестве измерителей уровня используются приборы буй-
кового типа наружного монтажа.
Все аппараты оснащены магнитными указателями уровня, что
увеличивает надежность визуального наблюдения за уровнем
в аппаратах.
Схемы технологической сигнализации, основанные на бескон-
тактных логических элементах, обладают высокой надежностью и
работают следующим образом: при отклонении от нормы одного
из параметров включается мигающая световая и звуковая сигна-
лизация. • -
2С5
После снятия звукового сигнала мигающие световые сигналы
переводятся на ровное свечение до размыкания входной цепи.
При замыкании новой входной цепи обеспечивается повторное
включение сигнализации.
Для анализа нефтепродуктов используются автоматические
анализаторы качества (например, определение фракционного
состава, определение температуры вспышки, плотности).
Для анализа газов используются газоанализаторы на водород,
сероводород, кислород, двуокись и окись углерода, плотномеры
циркуляционного газа.
Учет расходных величин товарных продуктов проводится тур-
бинными счетчиками.
Регулирующие клапаны с мембранным исполнительным ме-
ханизмом питаются осушенным сжатым воздухом (точка росы —
минус 40 °C) от общезаводской сети. На установках предусма-
тривается ресивер сжатого воздуха, обеспечивающий часовой за-
пас при одновременном расходе его всеми потребителями.
Автоматическое управление установкой осуществляется цен-
трализованно из операторной.
В операторной располагаются вторичные приборы, блоки
переключений с задатчиками, регулирующие блоки и щит опера-
тора с встроенными в него регулирующими и логическими бло-
ками.
Над щитом оператора размещается принципиальная техноло-
гическая схема. Щиты датчиков температуры, релейные шкафы,
щиты устройств сигнализации монтируются за щитом опера-
тора.
Наружные приборы помещаются в утепленные обогреваемые
шкафы. Датчики располагают, как правило, на минимальном
расстоянии от мест отбора проб, чтобы обеспечить минимальное
запаздывание в линиях регулирования.
Для оптимизации управления на установках предусматривается
использование ЭВМ. Это даст возможность в дальнейшем вклю-
чать установки в систему АСУП завода.
Для продуктов, анализ которых проводится 1 раз в смену или
реже, осуществляется лабораторный контроль. Так, сырье контро-
лируют по мере заполнения резервуаров, причем все показатели
(плотность, фракционный состав, содержание серы) определяют
в соответствии с требованиями ГОСТ.
Групповой углеводородный состав определяют по мере необг
ходимости. Анализируются промежуточные продукты — стабиль-^
ный гидрогенизат, углеводородный газ гидроочистки, углеводе-'
родный газ риформинга.
Качество циркуляционного водородсодержащего газа рифор-
минга контролируют на содержание водорода, плотность.
Водородсодержащий газ гидроочистки анализируется на со-
держание водорода, сероводорода.
Проверяют рафинат на содержание диэтиленгликоля по коэф-
фициенту рефракции.
206
Контролируют регенерированный раствор растворителя (ди-
этпленгликоль) на содержание углеводородов, определяют pH.
Свежий диэтиленглпколь контролируется по мере необходи-
мости в соответствии с ГОСТ 10136—62.
Анализируются верхние и нижние продукты в ректификацион-
ных колоннах, контролируется плотность, фракционный состав,
показатель преломления.
Товарные продукты — толуол, бензол, ксилолы — анализи-
руются по мере заполнения емкостей по соответствующим ГОСТ.
Для проверки работы отдельных узлов технологической схемы
при необходимости проводят лабораторные анализы и других
продуктов (нестабильный катализат, газопродуктовая смесь,
газы стабилизации, углеводородные газы до очистки п др.).
ОПЫТ ПРОМЫШЛЕННОЙ ЭКСПЛУАТАЦИИ
В настоящее время в отрасли действует около 95 установок
каталитического риформинга для получения высокооктановых
компонентов бензина и ароматических углеводородов, из них
около 70 % установок работает па режимах выработки компо-
нентов бензина, а остальные для получения индивидуальных аро-
матических углеводородов.
Около 65 % мощностей установок эксплуатируется на алюмо-
платиновых катализаторах АП-56 и АП-64, остальные установки
эксплуатируются на более совершенных полиметаллических ката-
лизаторах.
Анализ работы действующих установок позволяет сделать
следующие выводы.
1. Все установки, введенные в эксплуатацию, были освоены
в нормативные сроки, на всех установках была достигнута проект-
ная мощность, а на некоторых даже перекрыта.
2. Выход товарных продуктов — ароматизированного стабиль-
ного катализата или индивидуальных ароматических углеводоро-
дов — находится на уровне проекта или превышает его.
3. Качество получаемых продуктов соответствует требованиям
стандартов или технических условий. На некоторых установках
вырабатываются продукты с качеством, превышающим требова-
ния ГОСТ. Октановое число катализата колеблется в широких
пределах и определяется в основном ассортиментном вырабатывае-
мых нефтепродуктов.
4. Оборудование установок каталитического риформинга обла-
дает достаточной надежностью и хорошими эксплуатационными
качествами.
Ресурс эксплуатации по многим видам оборудования перекры-
вает проектный.
5. Срок службы катализаторов на большинстве установок пре-
вышает проектные показатели. Межрегенерационный цикл ката-
лизаторов увеличился в 2—3 раза.
6. Перевод установок на катализаторы АП-64 и затем на ката-
лизаторы серии КР позволил интенсифицировать ряд действу-
207
ющих производств, значительно увеличить выработку высокоок-
тановых компонентов бензина и индивидуальных ароматических
углеводородов, повысить отбор ароматических углеводородов от
потенциала.
7. Себестоимость получаемых продуктов на большинстве уста-
новокГотрасли находится на уровне проекта, а на ряде НПЗ зна-
чительно ниже.
момента освоения первых установок накоплен большой опыт
проектирования и эксплуатации установок каталитического ри-
форминга различных мощностей и назначения.
Влияние качества сырья на работу установки. В предыдущих
главах рассматривались требования, предъявляемые к сырью
установок каталитического риформинга. Ниже будет показано,
как отражается несоблюдение требований по качеству сырья на
технико-экономических показателях установки и состоянии обо-
рудования.
На ряде предприятий установки работают на сырье с повышен-
ным содержанием легких фракций, вместо фракций 85—180 °C
используется фракция и. к. — 180 °C. На некоторых установках
среднегодовая температура начала кипения сырья не превышает
55—60 °C и имеет пределы начала кипения 40—70 °C. Иногда
допускается переработка прямогонных бензинов, минуя уста-
новки вторичной перегонки; в этом случае начало кипения бензи-
новой фракции достигает 25—35 °C.
В результате использования облегченного сырья нарушается
режим отпарной колонны, получаются значительные избытки лег-
кого бензина, которые или направляются в сырьевую линию
риформинга, тем самым увеличивая процент баластных фракций,
или направляются на блок стабилизации риформинга, предвари-
тельно очищаясь раствором МЭА от сероводорода.
При значительных количествах легких углеводородов в сырье
в отпарной колонне трудно добиться получения стабилизацион-
ного гидрогенизата с предъявляемым к сырью блока риформинга
содержанием влаги и легких углеводородов.
На некоторых предприятиях на установках перерабатывается
сырье со сниженной 50 % точкой выкипания (это обычно проис-
ходит там, где часть фракции 120—180 °C вовлекается в авиакеро-
син). Последнее обстоятельство приводит к снижению октанового
числа катализата по сравнению с проектным.
Иногда допускается и преднамеренное завышение конца ки-
пения исходного сырья. Такое вовлечение в процесс риформиро-
вания высококипящих компонентов не дает значительного увели-
чения выхода высокооктановых компонентов, а приводит к сни-
жению октанового числа катализата и к интенсивному коксоот-
ложению на поверхности катализатора.
В ряде случаев сырье, поступающее на установку, содержит
воду и щелочь, что является недопустимым, так как присутствие
щелочи приводит к снижению активности катализатора, отложе-
ниям в системе реакторного блока, а наличие влаги служит при-
208
чиной падения активности катализатора в результате вымывания
хлора. Для более лучшего удаления влаги и щелочи применяется
длительный отстой в резервуарах промежуточных парков уста-
новки (1—2 суток), что приводит иногда к нарушению другого
показателя качества сырья — содержания растворенного кисло-
рода. Контакт сырья с кислородом способствует поликонденсации
непредельных соединений и в конечном счете приводит к засмо-
лению и закоксовываемости теплообменников и змеевиков печи
блока гидроочистки. Поэтому в последнее время рекомендуется
хранить сырье под подушкой инертного газа или в резервуарах
с понтоном.
В целом качество сырья должно выдерживаться в соответствии
с «Основными положениями по пуску и эксплуатации установок
каталитического риформинга», основные требования которых были
изложены в гл. 1 и в разделе «Пуск установок» настоящей главы.
Катализаторы. Эксплуатация установок риформинга на мно-
гих предприятиях отрасли показала, что процессы каталитиче-
ского риформирования и выработки ароматических углеводоро-
дов заняли важное место в нефтеперерабатывающей и нефтехими-
ческой промышленности.
Успешно зарекомендовали себя в эксплуатации как катализа-
торы гидроочистки, так и катализаторы риформинга. На всех
предприятиях отрасли на установках достигнута проектная про-
изводительность, выход катализата и качество катализата и аро-
матических углеводородов находятся на современном уровне.
Октановое число катализата, хотя и колеблется в значительных
пределах, но позволяет вырабатывать автобензины в широком
ассортименте со всеми показателями, удовлетворяющими ГОСТ.
Срок службы катализаторов риформинга превысил проектные
показатели и составляет в среднем 36—45 месяцев для катализа-
тора АП-56, 40—72 месяца — для катализатора АП-64, 44—60 ме-
сяцев — для катализаторов серии КР.
Удельная производительность (по состоянию на 1.01.82 г.)
колеблется в интервале 21,5—40,0 т/кг катализатора для АП-56,
32—50 т/кг — для АП-64, 60—65 т/кг для КР.
Для катализаторов гидроочистки и катализаторов селектив-
ного гидрирования непредельных углеводородов достигнута вы-
сокая удельная производительность: для АКМ и АНМ — до
200 т/кг, для АП-10 и АП-15 — до 80—120 т/кг (для катализато-
ров селективного гидрирования известны случаи и более высокой
удельной производительности, доходящей до 200—290 т/кг).
Продолжительность эксплуатации катализаторов экономична,
если длительность межрегенерационных циклов по мере отработки
катализатора не уменьшается. На многих установках достигают
годовых межрегенерационных циклов в различные периоды работы
катализатора , при этом отбор катализата и октановое число под-
держивается на первоначальном уровне эксплуатации.
Режим работы установок. Эксплуатация установок каталити-
ческого риформинга подтвердила эффективность применения ка-
209
тализаторов и технологические параметры ведения процесса.
На ряде НПЗ производительность установок перекрывает проект-
ные показатели, а нормы технологического режима находятся на
уровне проектных или отклоняются в сторону смягчения про-
цесса.
Для предварительной гидроочистки это касается таких пара-
метров, как общее давление в системе, кратность циркуляции
водородсодержащего газа, объемная скорость подачи сырья,
длительность межрегенерационного периода.
Для системы риформинга это относится к перепаду давления
в системе, кратности циркуляции водородсодержащего газа, тем-
пературе реакции и общему перепаду температур по реакторам,
выходу стабильного катализата, сроку службы катализатора и
межрегенерацнопному периоду.
В табл. 42 и 43 приводятся промышленные данные по основ-
ным режимам установок различных типов, а также сравнение их
с проектными данными.
Показатели работы оборудования. Реакторы. На многих
установках, особенно в первые два года эксплуатации, имеет место
возрастание перепада давления на реакторах. Обычно повышен-
ный перепад давления в этот период вызван выносом грязи и ока-
лины из трубопроводов циркуляционной системы из-за недоста-
точной продувки трубопроводов перед пуском. Несоблюдение ре-
жима сушки катализатора и частые остановки технологической
установки вызывают некоторое разрушение катализатора с обра-
зованием катализаторпой пыли, которая усугубляет рост перепада
давления в реакторах.
На работу катализатора могут также влиять смолистые соеди-
нения, которые коксуются на катализаторе. Как правило, это
происходит за счет поликонденсации кислородсодержащих соеди-
нений, которые образуются за счет контактов сырья с кислородом
воздуха, при полимеризации непредельных соединений, при раз-
личных нарушениях технологического режима.
Перепад давления в реакторах и срок службы катализатора
во многом зависят от условий регенерации катализатора.
На некоторых предприятиях для регенерации катализатора
используется инертный газ с повышенным содержанием двуокиси
углерода и наличием адсорбированного водорода. Присутствие
СО2, влаги и адсорбированного водорода при температурах выше
100 °C ухудшает дисперсность платины. Часто из-за низкой меха-
нической прочности катализатора в его слое возникают избира-
тельные потоки, которые влекут за собой пережог и разрушение
катализатора с образованием пыли. При эксплуатации на режиме
реакции катализаторная пыль и частички кокса выносятся газо-
продувкой смесью в систему, где оседают главным образом в тепло-
обменной аппаратуре и змеевиках печей.
При выжиге кокса пыль, осевшая в теплообменниках и змее-
виках печей, начинает интенсивно гореть с образованием ока-
лины. Окалина выносится циркулирующим газом в реактор, где
210
оседает на поверхности катализатора и образует корку (иногда
до 250 мм) [21 1.
Такая корка может резко поднять перепад давления в реакторе
(имелись случаи перепада давления до 0,8—0,9 МПа).
Для ликвидации интенсивного горения катализаторной пыли
практикуется измененная схема подачи воздуха на выжиг. Воздух
подается в реакторы, минуя теплообменную аппаратуру и печи.
Пересыпка катализатора, просеивание, хотя и снижают пере-
пад давления в реакторах, но в целом не решают проблемы умень-
шения сопротивления.
Значительный эффект в снижении перепадов давления в реак-
торах достигается за счет перехода на радиальный ввод газосырье-
вой смеси вместо аксиального. Это повышает эффективность про-
цесса и улучшает условия регенерации. Радиальный ввод в реак-
торы обеспечивает равномерное использование катализатора
в процессе и в несколько раз сокращает время восстановления
активности катализатора. При переходе на радиальный ввод
ГЮрепЭД ДЗВЛСПИЯ В pCclKTOpC СИн/КЗСТСЯ В ИССКОЛЬКи реи и дис1н_
гает 0,02—0,03 МПа.
При эксплуатации установок наблюдались местные перегревы
стенок реакторов (температура на поверхности реактора достигала
250 °C, вместо 150 °C).
Как правило, местные перегревы наблюдаются в местах рас-
трескивания торкрет-бетонной футеровки и являются результатом
нарушения технологии производства футеровки, особенно если
футеровочные работы проводятся в зимний период.
Трубчатые печи. Эксплуатационные показатели труб-
чатых печей зависят от технологического процесса, который осу-
ществляется на данной установке.
Трубчатые печи относятся к наиболее ответственным видам
оборудования, при этом наибольшую опасность представляют:
горелочный .фронт, трубы змеевиков и фланцевые соединения.
Нарушение в работе печи или отдельных ее узлов может при-
вести к остановке технологической установки или даже к аварии.
Основные требования, предъявляемые к работе печей различных
типов, это — обеспечение заданных температур технологических
потоков, предотвращение местных перегревов продукта и нагрев
продуктов без разложения, предотвращение коксования.
Главными причинами, которые могут привести к аварийной
ситуации или аварии являются: 1) нарушение технологического
режима; 2) прогар трубы в змеевиках печей; 3) разрыв и неисправ-
ность оборудования, трубопроводов и арматуры; 4) неисправ-
ность предохранительных и взрывных клапанов; 5) загазованность
территории; 6) нарушение правил техники безопасности обслужи-
вающим персоналом.
При эксплуатации трубчатых печей необходимо контролиро-
вать температуру и давление продуктов на выходе из печей, рабо-
тоспособность клапанов-регуляторов. Резкие колебания темпера-
тур и неисправность клапанов-регуляторов могут привести к кок-
211
ТАБЛИЦА 42. Режим работы установок каталитического риформинга для
(усредненные данные за 1974 г., для
А — проектные данные; Б — фактические средние данные за год. В скобках приведены
Режимные показатели Л-35-5 Л-35-11/300
А Б А Б
Среднесуточная производительность, м3/сутки 1200— 1180 1350— 1500 1200 1300- 1460
Блок гидроочистки
Эбъемная скорость, ч 1 Гидроочистка сырья осуще- 5,0 4,5—5,0 (4,4—6,5)
Температура на входе в реактор, °C ствляется на от- дельно стоящем 400—420 350—370 (315—390)
Давление на входе в реактор, МПа блоке Л-24-300 3,0—4,0 3,1—4,0 (2,9—3,6>
Кратность циркуляции, м3/м3 сырья 500 300—800 (330— 630)
Гидравлическое сопротивление цирку- ляционной системы, МПа 1,8 0,7—1,5 (0,5—1,2)
Блок риформинга
Кратность циркуляции, м3/м3 сырья 1500 1150— 1350 1500 1120—2300 (1350—1800)
Объемная скорость, ч"1 1,5 1,5—1,88 1,5 1,4—2,0 (1,4—2,0)
Температура на входе, °C:
I ступень 496—510
II ступень . 480-520 500—514 . 480—520 488—515 (475—507)
III ступень 500—515
Давление па выходе из III ступени, МПа 4,0 3,1—3,5 4,0 3,3—3,8
Перепад температур (на все ступе- пени), °C 83 60-80 67—70 61—91 (40—135)
Перепад давления в циркуляционной системе, МПа 1,8 1,2—1,7 1,8 0,7—1,2 (0,5—1,8)
Октановое число (по ММ) 75,0 75,5— 78,0 77,7 73,3—78,0
• При работе на «мягком» режиме.
•• При работе на несколько облегченном сырье; 50 % выкипает при 110— 118 °C.
212
выработки компонентов автобензина
ЛЧ-35-11/1000 — за 1982 г.)
данные прн работе на катализаторе АП-56.
Л-35-11/600 ЛЧ-35-11/600 ЛГ-35-11/300-95 ЛЧ-35-11/1000
А В А Б А Б А Б
2300 2600— 2890 2300 2380— 2680 1150 1210— 1410 4030 4032
5,0 4,3-4,9 5,0 4,3—4,9 5,0 4,6—5,0 2,5 2,5
380—420 315—390 До 420 319—357 До 420 340—360 340—400 330—340
4,0 2,9—3,6 3,5—4,0 2,3—3,8 3,5—4,5 3,6—4,0 4,0 3,1-3,9
500 330—660 80—100 (на «про- ток») 80—190 300 430—610 На «проток» 270
1,6—1,8 0,5—1,2 — — 1,45 0,6—0,7 — —
1500 (1350— 1800) 1800 1460— 1900 1800 1700— 1970 1300— 1400 1200
1,5 1,4—2,0 1,5 1,2—1,8 1,5 1,4—1,7 15 13-15 487—506
480—525 475-505 490—530 484—504 490—530 480—505 480—530 483—504 483-506
3,5—4,0 2,8—3,6 3,0-3,5 2,8—3,8 3,0—3,5 3,0—3,2 1,5 1,27— 1,34
70—75 40—135 75 50—77 75 44—105 95—130 101 — 120
1,6—1,8 0,5—1,8 1,5 1,2—1,4 1,6 1,0—1,2 0,9 0,6-0,89
78—80 75,6— 80,0 84—85 80—83,6 84—85 79—81 * 82—84 85 84 ** 82,8
9П
ТАБЛИЦА 43. Режим работы установок каталитического риформинга для
Л-35-13/300А — за
А — проектные данные; Б — фактические средние данное за год (полугодие).
Режимные показатели Л-35-6 Л-35-12/300А
А Б А Б
Среднесуточная производи- 1250— 1370—1660 1240 1308 дельность, м3/сутки 1300 Блок гидроочистки г'бъемная скорость, ч Гидроочистка сырья 5,0 . 5,9 мпература на входе в реак- осуществляется на 380—420 289 гор, °C отдельно стоящем Давление па входе в реактор, блоке Л-24-300 2,7 2,45 МПа Кратность циркуляции, м3/м3 ^80 — сырья Блок риформинга Кратность циркуляции, м3/м3 1200 — 1200 — сырья Объемная скорость, ч 1 1,5 ‘— 1,5 — Температура на входе, °C: I ступень 1 486—510 460—480 II ступень 1 _ , 490—510 480—525 478~480 III ступень ( 490—520 490_510 480 828 478-482 IV ступень 1 — 478—492 Давление на выходе из III 2,0 1,8—2,0 2,0 1,85—1,9 ступени, МПа Перепад температур (на все 75 57—93 115 107 ступени), °C Перепад давления в цирку- 1,5 0,57—1,1 1,5 1,2 ляционной системе, МПа
шанию продуктов, пережогу труб, нарушению плотности флан-
цевых соединений и загоранию продукта.
Следует обращать внимание на резкое повышение температур
в отдельных параллельных потоках змеевика. Отклонение тем-
пературы в потоках, больше предусмотренного технологической
картой, обычно происходит из-за засорения или закоксовывае-
мости труб либо вследствие неравномерной работы горелок. Дли-
тельная работа при наличии колебаний температуры продуктов
в потоках также может привести к прогару труб змеевика.
Важным контролируемым параметром является температура
дымовых газов на «перевале». Увеличение температуры дымовых
газов на перевале обычно сопряжено с возрастанием загрузки по
продукту или погиданием газового конденсата в топки печей.
Последнее весьма нежелательно, так как это может привести к за-
ливанию горелок с последующими хлопками или даже взрывом.
214
выработки ароматических углеводородов (усредненные данные за 1974 г. для
I полугодие 1983 г.)
Л-35-8/300 ЛГ-35-8/300Б Л-35-13/300А
А Б А Б Л Б
1280 1900—1390 1280 1150—1430 1150—1200 1240—1330
5,0 4,3—4,6 5,0 4,2—5,3 5,0 5,0—5,2
До 420 350—365 До 420 320—370 380—420 300—350
4,0 3,1—3,5 4,0 3,2—3,8 3,5—4,0 2,5—2,6
На «про- 125—145 >80 104—140 >100 140—145
ток» 1600 1600—1700 1600 1500—2400 1350—1500 1500
1,5 1,7—1,8 1,5 1,4—1,7 1,5 1,5—1,8
490-530 492—512 490—530 480—502 480 <-530 483 485 487
2,0 1,8—2,0 2,0 1,95—2,0 3,0 490 2,8—2,9
75 68—70 75 ПО 75<-130 50-60
(на три ступени) 1,5 0,9—1,05 (на три ступени) 1,5 1,05—1,85 (4 ступени) 1,8 1,8
В течение смены персонал должен контролировать работу
горелок печи и следить за качественной характеристикой факела
горелки. Отрыв или проскок пламени .обычно вызванный падением
давления, приводит к неравномерности обогрева различных пото-
ков змеевика. Длительная эксплуатация трубчатых печей в со-
ставе установок каталитического риформинга показала их на-
дежность, соответствие паспортным и проектным данным.
Фактический срок службы змеевиков на многих установках
перекрывает расчетный, который в настоящее время составляет
100 тыс. ч.
Расход топлива на нагрев технологических потоков до темпе-
ратур, необходимых для ведения процесса, соответствует расчет-
ным или несколько ниже.
К- п. д. трубчатых печей приближается к расчетным и соста-
вляет в среднем 70 %.
215
Наряду с успешной эксплуатацией в период пусконаладоч-
ных работ и дальнейшей эксплуатации печей выявляются отдель-
ные дефекты, неисправности в работе некоторых узлов оборудова-
ния, отклонения от норм эксплуатации. Основными из них яв-
ляются: 1) дефекты изготавливаемого и поставляемого оборудова-
ния (разнотолщишюсть стенок, погнутость, некачественные свар-
ные стыки); 2) наличие в змеевиках грязи, окалины, посторонних
предметов; 3) некачественный монтаж змеевиков и неудовлетво-
рительное производство футеровочных работ; 4) применение топ-
лива с повышенным содержанием серы и ванадия; 5) значитель-
ные отклонения от технологического режима (низкие кратность
циркуляции, температура реакции, качество сырья, работа на
нагрузках ниже допустимой и др.); 6) отключение защитных бло-
ipOBOK на прекращение подачи сырья и топлива при остановках
циркуляционного компрессора.
Указанные дефекты и отклонения в значительной степени
влияют на надежную эксплуатацию трубчатых подогревателей.
Несвоевременное выявление их может привести к прогару труб
змеевика и аварии.
Для устранения этих дефектов обычно практикуется тщатель-
ная ревизия змеевиков перед монтажом, проверка качества свар-
ных стыков ультразвуковой рентгеноскопией и проверка змееви-
ков на проходимость после сборки и установки печи. При сильной
загрязненности иногда приходится вырезать сферические заглуш-
ки на коллекторах конвекционных камер и продувать воздухом
каждую трубу.
Большое значение для к. п. д. трубчатых печей имеет коэффи-
циент избытка воздуха. Проектами рекомендуется коэффициент
избытка воздуха 1,2—1,3. Однако на практике такие параметры
не всегда выдерживаются, часто наблюдается работа с повышен-
ными коэффициентами избытка воздуха, что приводит к увеличе-
нию расходов топлива и снижению общего к. п. д.
На надежную работу трубчатых печей (особенно это касается
износа решеток конвекционных пакетов) оказывает влияние ка-
ество топлива, применяемого для сжигания. На некоторых труб-
чатых печах установок значительному коррозионному износу
подвергались усиления крепления радиантных труб, решетки
конвекционных пакетов. Как выяснилось, причиной коррозии
является повышенное содержание серы и ванадия в топливном
мазуте (391.
Для повышения надежности работы трубчатых печей в усло-
виях повышенной ванадиевосернистой коррозии рекомендуется
крепление радиантных труб и конвекционной решетки выполнять
из сталей 25Х23Н7СЛ с предварительным алитированием. Кроме
того, значительное снижение ванадиевосернистой коррозии может
быть достигнуто подачей в газовый поток доломитовой пыли или
введением в мазут Присадки ВТИ-4ст [39]. По данным Всесоюз-
ного теплотехнического научно-исследовательского института
им. Ф. Э. Дзержинского, введение присадки ВТИ-4ст позволяет:
216
в 3—4 раза замедлить низкотемпературную коррозию; практиче-
ски предотвратить высокотемпературную ванадиевую коррозию;
снять ограничение длительности эксплуатации по эоловому за-
носу поверхности нагрева.
Ко прессор ное оборудование. От нормальной
работы компрессорного оборудования зависит безаварийная ра-
бота всей установки и ее технико-экономические показатели.
В целом компрессоры, применяемые в установках каталитического
риформинга, соответствуют паспортным данным и выдерживают
основные технологические параметры, требуемые для проведения
процесса.
Как и по другим видам оборудования, неполадки в работе ком-
прессоров можно отнести за счет трех основных факторов: 1) от-
дельных дефектов изготовления; 2) некачественного (с отклоне-
нением от проекта) монтажа компрессора и его вспомогательного
оборудования; 3) неоптимальной привязки компрессорного обо-
рудования в технологической схеме установки и обвязки компрес-
соров с нарушением отдельных требований норм техники безо-
пасности.
К дефектам первой группы можно отнести следующие: а) не
всегда предусматривается необходимая контрольно-измеритель-
ная аппаратура для замера температуры масла; б) наблюдается
превышение температуры масла выше допустимой из-за отсутствия
устройств для промежуточного охлаждения масла; в) повышенный
износ цилиндров, компрессорных колец, прямоточных клапанов
и сальников из-за разжижения масла, связанного с попаданием
конденсата в систему компримирования; г) некачественное изго-
товление отдельных деталей и узлов компрессора (узлы крепления
крейцкопфов, подшипники, затяжные шпильки сальников, вну-
тренние элементы редукторов и т. и.).
Ко второй группе недостатков можно отнести: а) неудовлетво-
рительные строительство фундаментов под компрессор и монтаж
компрессорного агрегата (монтаж компрессоров, связанных с ними
трубопроводов, аппаратуры и вспомогательного оборудования
требует большого внимания служб технического контроля; частым
следствием отклонений от проекта и правил монтажа компрессор-
ных агрегатов является повышенная вибрация в период эксплуа-
тации); б) при монтаже центробежных машин не всегда обеспечи-
вается требуемая по техническим условиям центровка вала.
Недостатки третьей группы: а) Привязка компрессорных агре-
гатов без учета фактически перерабатываемого сырья. Во время
пуска установок наблюдались случаи переработки облегченного
сырья с повышенным содержанием нафтеновых углеводородов
(до 35—37 %). Такое повышение доли нафтеновых углеводоро-
дов приводило к увеличению выхода водородсодержащего газа и,
как следствие, к перегрузке компрессора на 20—40 %.
Особенно важно учитывать характер перерабатываемого сырья
при привязке установок, имеющих в своем составе центробежные
компрессоры, очень чувствительные к составу перекачиваемого
217
водородсодержащего газа. При не весьма значительном отклоне-
нии плотности водородсодержащего газа от расчетного значения
может наблюдаться неудовлетворительная работа компрессора
из-за попадания в зону «помпажа».
б) Монтажная обвязка компрессора и вспомогательного обо-
рудования не всегда соответствует оптимальной.
В практике наблюдались случаи, когда компоновка компрес-
сорных агрегатов, их трубная обвязка и крепления не соответ-
ствовали созданию оптимальных газодинамических условий для
перемещения материальных потоков. В последних случаях отме-
чалась повышенная вибрация агрегата и связанных с ним комму-
никаций.
в) Обеспечение компрессоров минимальным количеством бло-
кировок или их неудовлетворительная работа.
На некоторых установках с применением центробежного ком-
прессора блокировки по падению давления масла или снижению
уровня в емкости масла не срабатывали. Причиной этого явля-
лось отсутствие блокировки по отключению главного двигателя
компрессора при остановке двигателей вспомогательных механиз-
мов или исчезновению напряжения в сетях 380 В.
Указанные недостатки могут привести к выходу из строя под-
шипников и редуктора компрессора.
Иногда при привязке компрессора отсутствует блокировка по
отключению двигателя при повышении уровня конденсата в се-
параторе на приеме компрессора.
Теплообменное и холодильное обору-
дование. Как уже отмечалось, иаправильная обвязка сырье-
вых теплообменников, а также низкие скорости продуктов при
эксплуатации приводят к нарушению режимов работы и ухудше-
нию технико-экономических показателей.
При недостаточной подаче водородсодержащего газа влияние
неправильной обвязки теплообменников усугубляется и приводит
к увеличению парциального давления сырья и колебанию темпе-
ратур в реакторе. Изменение обвязки теплообменников (как
то рекомендовалось в гл. 4) приводит к улучшению теплообмена
и нормальному функционированию установки в целом.
В сырьевых теплообменниках блоков предварительной гидро-
очистки наблюдается загрязнение межтрубного пространства,
главным образом коксом. Повышенные отложения в теплообмен-
ной аппаратуре связаны с переработкой непроектного сырья,
нарушениями режйма проведения реакции и регенерации катали-
затора и уменьшенными скоростями технологических потоков.
Для снижения усиленного коксообразования в теплообменной
аппаратуре блоков предварительной гидроочистки бензинов ре-
комендуется выполнение ряда мероприятий, разработанных
ВНИИНП и НПО «Леннефтехим» в результате проведения научно-
исследовательских работ и обобщения опыта эксплуатации.
Исследованиями ВНИИНП и НПО «Леннефтехим» установлено, что при-
чиной коксообразования теплообменной аппаратуры являются реакции жидко-
218
фазного автоокпсленпя наиболее реакционноспособных компонентов сырья
растворенным в нем кислородом. При переработке прямогонных бензиновых
фракций к таким легкоокисляющим компонентам относят сероорганнческие со-
единения и ароматические углеводороды, а при переработке бензинов вторичного
происхождения — в первую очередь диолефины.
Диолефины окисляются с образованием кислородсодержащих смол, которые
отлагаются на стенках теплообменной аппаратуры и при длительном воздействии
температур свыше 120 °C, превращаются в твердое коксообразное вещество.
Такие же нерастворимые кислородсодержащие смолы образуются и из серо-
органических (меркаптаны, дисульфиды, сульфиды, тиофаны) и ароматических
соединений.
Предотвращение коксообразования в системе гидроочистки рекомендуется
осуществлять по двум направлениям: снижению концентрации растворенного
в сырье кислорода и ингибированию реакций с его участием.
Э<|)фектив1юсть первого направления заключается в уменьшении контакта
сырья с воздухом, которое можно получить за счет организации так называемого
прямого питания. Сущность этого метода заключается в установке дополни-
тельной емкости приема сырья (40—60 минутный запас), в которой сырье хра-
нится под давлением инертного или углеводородного газа [инертный газ должен
содержать кислорода не более 1,0% (мол.)].
Если сырье содержит значительное количество воды, щелочи и т. п. при-
месей и перед подачей на установку требуется отстой, то в этом случае рекомен-
дуется хранить сырье в резервуарах с плавающей крышей или резервуарах,
оборудованных понтонами.
При втором направлений эффективность уменьшения коксообразования
создается за счет ингибирования окислительных реакций с помощью сероводо-
рода или элементарной серы. Механизм ингибирующего действия сероводорода
или серы носит комплексный характер, включая торможение реакций окисления
углеводородов и полимеризации, ингибирования окисления ароматических угле-
водородов, а также пассивацию металлических поверхностей.
При практическом осуществлении второго метода рекомендуется использо-
вать водородсодержащий газ высокого давления установок гидроочистки ди-
зельных топлив с содержанием H2S I—2% (мол.) из расчета расхода сероводо-
рода 0,005—0,01% (масс.) на сырье или отгон отпарной колонны собственной
гидроочистки. Этот способ рекомендуется для установок, работающих по схеме
на «проток».
Для' установок, работающих с циркуляцией водородсодержащего газа,
необходимо либо уменьшить или исключить очистку водородсодержащего газа
от HjS, либо добавить в сырье отгон отпарной колонны гидроочистки.
Опытно-промышленную проверку прошел и метод снижения коксообразо-
вания с помощью элементарной серы. По этому методу рекомендуется дооборудо-
вать установку двумя емкостями с элементарной серой, через которые пропу-
скается сырье.
Выбор того или иного способа ингибирования процесса коксообразования
определяется комплексно в зависимости от условий и частоты коксообразования,
схемы и технологических режимов работы установки, марки катализатора гидро-
очистки, анализа коксоотложений.
На некоторых установках каталитического риформинга с эк-
стракцией ароматических углеводородов в узлах регенерации
диэтиленгликоля в пароподогревателях сифонного типа не дости-
гались проектные температуры низа колонны вследствие заниже-
ния диаметра подводящих трубопроводов. При увеличении диа-
метра подводящих трубопроводов на участке низ колонны — подо-
греватель ДЭГа в 2—3 раза достигалось повышение температуры
низа колонны до проектного.
Иногда наблюдается занижение поверхности теплообменной
аппаратуры, что, как правило, приводит к увеличению нагрузки
на трубчатые печи.
219
Нередки, однако, случаи, когда вопрос о необходимости мон-
тажа дополнительных теплообменников поднимается только ис-
ходя из разности температур охлаждаемого и нагреваемого про-
дуктов па установке, без учета расчетного, характерного коэф-
фициента теплопередачи для данных сред.
Часто в результате ревизии теплообменника удается добиться
значительного улучшения теплообмена.
Наиболее характерный дефект, выявляемый при пуске тепло-
обменников — это значительный зазор (до 12 мм) между перего-
родкой и крышкой теплообменника, который, как правило, бы-
вает нз-за дефектов изготовления или из-за отсутствия прокладки.
Аппараты воздушного охлаждения на установках риформинга
обеспечивают требуемое охлаждение продуктов. Однако эти
ппараты недостаточно приспособлены для работы в зимних
условиях. В практике наблюдались случаи «размораживания»
трубок нижнего ряда, при этом даже наблюдались случаи разрыва
трубок. Для улучшения эксплуатации в зимнее время обычно
практиковалось уменьшение угла наклона лопастей, а также за-
крытие пакетов снизу листовым железом. Иногда пользовались
изменением направления потока воздуха (сверху-вниз). Это также
позволяло улучшить регулирование расхода воздуха с помощью
жалюзи.
Для одноходовых аппаратов горизонтального типа практи-
куется негоризонтальная установка пакетов труб (до 200 мм)
в сторону выхода продуктов.
При эксплуатации аппаратов воздушного охлаждения типа
АВЗ имело место самоотворачивание болтов крепления распорных
уголков каркаса Шкетов, что приводило к падению уголков на
лопасти вентиляторов и выводу их из строя. Во избежание этого
необходим тщательный контроль указанных соединений при под-
готовке аппарата к эксплуатации.
Интенсификация и модернизация действующих производств.
В настоящее время перед нефтеперерабатывающей промышлен-
ностью ставится задача по увеличению количества и улучшению
ачества автомобильных бензинов и индивидуальных ароматиче-
ских углеводородов. Решается она как за счет внедрения и строи-
тельства новых высокопроизводительных установок каталитиче-
ского риформинга на современных типах катализаторов, так и
за счет интенсификации и реконструкции действующих установок.
При этом наибольшую актуальность приобрело последнее направ-
ление.
Интенсификация и реконструкция действующих производств за
счет применения более совершенных катализаторов и оборудова-
ния, незначительного изменения технологии производства не
требует больших капитальных вложений и в то же время обеспе-
чивает выпуск автомобильных бензинов с повышенным качеством
и в требуемом количестве.
Более 30% действующих установок отрасли используют по-
лиметаллический катализатор серии КР. На многих установках
220
по выработке ароматических углеводородов применяется более
эффективный экстрагент — триэтиленгликоль. Готовится к пере-
воду на новые типы катализаторов и экстрагентов еще целый ряд
установок.
Опыт эксплуатации интенсифицированных и модернизирован-
ных установок каталитического риформинга позволяет сделать
следующие выводы.
1. Катализаторы серии КР обладают высокой стабильностью
и хорошей селективностью при работе на. жестком режиме. Дли-
тельность межрегеперационного периода довольно высока и со-
ставляет около 12—15 месяцев.
2. По сравнению с катализаторами старых модификаций ката-
лизаторы серии КР позволяют увеличить объемную скорость
до 1,8 ч-1 (имеются случаи эффективной работы катализаторов
и при более высоких объемных скоростях) и тем самым повысить
среднесуточную производительность па 20—25%.
3. На катализаторах серии КР кратность циркуляции водород-
содержащего газа может быть снижена до 1200—1300 мэ/м3 сырья
(на некоторых установках достигнута и более низкая циркуляция
водородсодержащего газа).
4. Октановые числа катализата в течение всего периода экс-
плуатации катализатора изменяются незначительно и состав-
ляют 84—85 (по ММ).
5. Перевод установок на катализаторы типа КР связан с уже-
сточением требований к сырью, пусковому водородсодержащему
газу и инертному газу, а также требует более эффективной работы
блока предварительной гидроочистки.
. 6. Для поддержания высокой активности катализатора на
протяжении всего цикла эксплуатации он в период регенерации
должен в обязательном порядке подвергаться восстановлению
и окислительному оксихлорированию.
7. Применение триэтиленгликоля (ТЭГа) в установках ката-
литического риформинга приводит: а) к снижению удельных рас-
ходных показателей по пару и электроэнергии за счет уменьше-
ния циркулирующего раствора экстрагента и внутренних потоков;
б) к увеличению производительности установки вследствие умень-
шения внутренних потоков за счет изменения соотношения раство-
ритель/сырье.
8. За счет увеличения производительности и повышения каче-
ства продукции достигается улучшение технико-экономических
показателей установок.
Применение катализаторов типа КР^на действующих уста-
новках позволяет получать дополнительную прибыль вследствие
увеличения срока службы катализатора, уменьшения общей стои-
мости катализатора (из-за сниженного содержания платины
в катализаторе), увеличения отбора продуктов за счет повышения
селективности процесса.
Интенсификация установок Л-35-11/300 и
Л-35-11/600. Целью интенсификации установок является увели-
221
чение производительности с одновременным улучшением каче-
ства готовой продукции.
Установки, сооруженные по типовым проектам, должны рабо-
тать на катализаторах АП-56. При интенсификации установок
наряду с переходом на более современные катализаторы АП-64
и типа КР предусматривается также реконструкция или замена
отдельных видов оборудования, дооборудование установок узлами
осернения, хлорирования и оксихлорирования катализаторов,
осушки циркуляционного газа и подпитки воды.
Реконструкцию и интенсификацию установок можно прово-
дить в несколько этапов, при этом необходимая производитель-
ность и качество продукции на каждой установке определяется,
исходя из условий предприятия, требований к количеству и ка-
ству товарной продукции, производственных мощностей пред-
приятий по каталитическим риформингам и выделенных средств и
материалов на дооборудование установок.
Как правило, перед реконструкцией установок рекомендуется
выполнить ряд мероприятий, повышающих культуру ц техниче-
ский уровень эксплуатации. Основные из них следующие: 1) обес-
печение установки сырьем проектного состава; 2) обеспечение
необходимого времени отстоя сырья; 3) перевод поршневых
компрессоров на работу без смазки цилиндров; 4) замена
сальниковых уплотнений сырьевых теплообменников на силь-
фоны; 5) замена сальниковых уплотнений насосов на тор-
цевые.
При реконструкции и интенсификации установок Л-35-11/300
и Л-35-11/600 условно можно выделить три этапа.
I этап. Перевод установок на катализатор АП-64 с увеличе-
ниЛ производительности на 15%.
Предусматривается работа установки на «мягком» режиме
с выработкой катализата с октановым числом 80 (по ММ).
В данном случае объем реконструкции обычно складывается из
следующих мероприятий: 1) заменяется катализатор АП-56 на
АП-64; 2) сооружается узел хлорирования, состоящий из мерни-
>в, емкостей и насосов для приготовления и хранения хлорорга-
ники; 3) реакторы Р-2, Р-3 и Р-4И,2 переводятся на радиальный
ввод газосырьевой смеси (для Л-35-11/300 только Р-2,3)\ 4) узел
отпарки гидрогенизата дооборудуется сепарационно-холодильной
аппаратурой (для Л-35-11/600 — с частичной реконструкцией
отпарной колонны); 5) установка дооборудуется узлом осушки
циркуляционного водородсодержащего газа (адсорберы, трубча-
тая печь и сепарационно-холодильная аппаратура); 6) преду-
сматривается увеличение поверхности охлаждения на газопро-
дуктовом потоке из реактора риформинга.
II этап. Увеличение производительности установок на 20%
с выработкой бензина с повышенным октановым числом.
В этом случае установки эксплуатируются на катализаторе
АП-64 на жестком режиме и предусматривается выработка ката-
лизата с октановым числом 85 (по МАА).
222
Объем реконструкции складывается из следующих меро-
приятий: 1) заменяется реактор третьей ступени (только для
Л-35-11/300); 2) на технологических потоках устанавливаются
холодильники с воздушным охлаждением; 3) реконструируется
печь риформинга и печи П-2 и П-3 стабилизации гидрогенизата
(только для Л-35-11/300); 4) добавляются новые трубчатые печи
для нагрева нижнего продукта отпарной колонны и нагрева
сырья в блоке гидроочистки (только для Л-35-11/300); 5) дообо-
рудование установок насосно-компрессорным оборудованием (для
Л-35-11/600 устанавливается дополнительный компрессор цирку-
ляционного газа); 6) реконструируется отпарная колонна и фрак-
ционирующий абсорбер, холодильники продуктов риформинга и
гидроочистки; 7) добавляется оборудование для проведения реге-
нерации катализатора.
/// этап. Перевод установок на катализатор типа КР с уве-
личением производительности на 25%.
На данном этапе объем реконструкции установки заключается
в следующем: 1) заменяется катализатор риформинга и гидро-
очистки на катализатор типа КР и типа ГО * соответственно:
2) устанавливается оборудование для проведения газовоздушной
регенерации катализатора и поддержания необходимой влажности
циркуляционного водородсодержащего газа.
Практически можно осуществлять переход с катализатора
АП-56 на катализатор типа КР минуя I и II этапы, но в этом
случае необходимо выполнить все мероприятия, предусматривае-
мые I и II этапами.
Конечно, указанные выше мероприятия, не охватывают полный
объем работ, которые необходимо выполнять при реконструкции
установок, и являются лишь общими. Они, как правило, уточ-
няются при привязке конкретно к данному предприятию с учетом
локальных требований и местных условий.
В табл. 44 представлены рекомендуемые проектные режимы
работы установок после реконструкции или интенсификации,
в табл. 45 — основные технико-экономические показатели на 1 т
перерабатываемого сырья.
Интенсификация установок ЛЧ-35-11/600.
Целью интенсификации является перевод установки на более
современный катализатор типа КР с одновременным увеличе-
нием производительности установки па 15%.
* Практика эксплуатации реконструируемых установок показала возмож-
ность гидрообессеривания сырья до предъявляемых к сырью риформинга пока-
зателей на ранее применяемых алюмокобальтмолибденовых катализаторах.
При этом объемная скорость в блоке гидроочистки должна быть снижена до 2,5—
30 ч'1 (путем установки дополнительного реактора) при содержании серы в сырье
свыше 300 частей/млн. При низком содержании серы в сырье, (менее
100 частей/млн.) возможно получать гидрогенизат с содержанием серы
1 часть/млн. при объемной скорости 5 ч’1 и строгом соблюдении технологиче-
ских режимов эксплуатации катализатора.
223
ПРОМЫШЛЕННЫЕ
УСТАНОВНИ
КАТАЛИТИЧЕСКОГО
РИФОРМИНГА
Под редакцией Г. А. Л астовк ина
ЛЕНИНГРАД«ХИМИЯ>
ЛЕНИНГРАДСКОЕ ОТДЕЛЕНИЕ
1984
что позволяет более рационально использовать выделенные сред-
ства и материалы на дооборудование установок. При этом конеч-
ная производительность и качество продукции, которые можно
получать на установке, определяются, исходя из условий пред-
приятия, на котором базируется установка, его производственных
мощностей п выделенных лимитов. Тем не менее, условно можно
выделить два этапа интенсификации.
/ этап. Замена катализатора и экстрагента с одновременным
увеличением производительности на 10—15% (по бензолу —
до 40%).
На данном этапе при реконструкции установок предусматри-
ваются следующие мероприятия: 1) замена катализатора АП-64
"а катализатор серии КР; 2) добавляется оборудование для до-
кованной подачи воды и хлорорганики в реакторном блоке;
3) увеличивается единовременная загрузка алю.мокобальтмолиб-
денового катализатора в реактор предварительной гидроочистки;
4) осуществляется самостоятельный подвод пара к теплообмен-
ному оборудованию отделения регенерации ТЭГа.
// этап. Интенсификация установки с увеличением произво-
дительности на 25% (по бензолу — на 56%).
На данном этапе в объем реконструкции, как правило, вклю-
чаются следующие мероприятия: 1) перед реактором селектив-
ного гидрирования добавляется дополнительно теплообменная
аппаратура; 2) отделение отпарки гидрогеннзата и стабилизации
катализата усиливается конденсационно-холодильной и сепара-
ционной аппарАурой; 3) добавляется конденсационно-холодиль-
ное оборудование в отделениях отпарки ароматических углеводо-
родов и регенерации экстрагента (ТЭГ); 4) добавляются насосы
для подачи сырья в отделение экстракции и рисайкла, на отдель-
ных насосах заменяются электродвигатели.
Рекомендуемые режимы работы после проведения реконструк-
ции *:
А. Реакторный блок
Блок Блок
гидроочистки риформинга
Температура, °C: ^420
в начале цикла —• 480
в конце цикла — 530
Давление, МПа 4,0 ==:1,5
Объемная скорость, ч'1 5,5 1,8
Кратность циркуляции, м3/м3 сырья На «проток» весь 1000
избыток водород-
содержащего газа
Катализатор * Алюмокобальт- Полиметалли-
молибденовый веский типа
КР
* В реакторе селективного гидрирования используется катализатор АП-10.
* Данные приведены, исходя из переработки прямогонных бензиновых
фракций 62—105 “С ромашкинской нефти с содержанием нафтеновых углеводо-
родов 27% (масс.). При переработке сырья с показателями качества, отлича-
ющимися от бензинов ромашкинской нефти, возможны изменения режимных
показателей.
226
Б. Блок экстракции ароматических
углеводородов
Экстракция Регенерация
растворителя
Температура, °C
Давление, МПа
Массовое соотношение ТЭГ/сырье
Качество рнсайкла, % (об.) на сырье
145—150 150
(низ колонны)
0,8 0,02—0,05
7:1 —
80 —
Основные технико-экономические показатели на 1 т перера-
батываемого сырья *: пар— 1220 кг; вода—20,7 м3; электро-
энергия— 394 МДж; мазут — 47 кг; топливный газ—37,9 м3.
ТЕХНИКА БЕЗОПАСНОСТИ
И ПРОТИВОПОЖАРНАЯ ПРОФИЛАКТИКА
Процесс каталитического риформирования бензиновых фрак-
ций и получения ароматических углеводородов связан с перера-
боткой легковоспламеняющихся жидкостей и взрывоопасных
газов при избыточном давлении до 6,0 МПа и температуре до
530 °C. Процесс протекает в среде водорода, отдельные ступени
процесса связаны с образованием сероводорода и применением
хлорорганических соединений и экстрагентов.
По взрыво- и пожарной опасности установки каталитического
риформирования относятся к категории А.
В соответствии с нормами проектирования СНИП-11-92—76
установки каталитического риформинга относятся к группе про-
изводственного процесса — II16.
По ПУЭ помещения газовых компрессорных относятся
к классу В-la, открытых насосных и наружной аппаратуры —
к классу В-1 г, операторных и трансформаторных подстанций —
к невзрывоопасным и непожароопасным помещениям.
Характеристики взрывоопасных, пожароопасных и токсичных
веществ, применяющихся на установках риформинга, приведены
в табл. 46.
На установках каталитического риформинга, как правило,
применяется комплексная автоматизация технологических про-
цессов, при этом на щит оператора выносятся все необходимые
параметры для ведения процесса и параметры, характеризующие
безопасную работу оборудования.
Для ликвидации аварийных ситуаций предусматривается авто-
матическая блокировка взаимосвязанного оборудования и сигна-
лизация.
* Показатели приведены на полностью интенсифицируемую установку
ЛГ-35-8/300Б.
227
ТАБЛИЦА 46. Характеристика взрывоопасных, пожароопасных и токсичных ь^еств
Показатели Водород- содержащий газ Сероводород Жидкие газы Бензиновые фракции Дихлорэтан Моноэта- нолами н
Температура, °C: вспышки — — — —58 -i- 4-30 —6 — самовоспламенения 510 246 405 415—530 449 — Плотность при нормальных условиях, кг/м3: ’ газов 0,35—0,55 1,52 — — 3,4 — жидкостей — — 600—700 735—780 1250 1015—1025 Пределы взрываемости, по водо- 96 (об.): роду Нижний 4,0 4,3 1,3 0,7 6,2 — верхний 74,0 45,5 9,5 5,2 15,0 — Предельно допустимая кон- — 10 (3) * 300 300 10 — цвнтрация в производствен- ном помещении, мг/м3 Класс опасности по — 2 (3) * 4 4 2 — ГОСТ 12.1.005—76 Характер действия на орга- — При небольших от- Высокие концентрации Наркотик, вызываю- Вызывает низм равлениях вызывает углеводородов являют- щий дистрофические расстрой- головокружение, ся смертельными. Хро- изменения, главным ство орга- сердцебиение, тошно- нические отравления образом в печени, нов дыха- ту. При концентра- вызывают расстройства почках. При неболь- ния, кро- ции 1 000 мг/м3 и нервной системы ших отравлениях — вообраще- выше вызывает слабость, головокру- ния, дер- смерть. Хронические жение, рвота, сердце- матиты и отравления вызы- биение экземы вают функциональ- ные расстройства нервной системы
* Сероводород в смеси с углеводородами Сх—С^.
1. При уменьшении подачи сырья до 40% закрывается этек-
трозадвпжка на линии нагнетания сырьевых насосов, останавли-
ваются сырьевые насосы с одновременным прекращением подачи
топлива в реакторные печи. Эти мероприятия предотвращают
попадание водорода в сырьевую линию и промпаркп, а также про-
гар труб в печи.
2. При уменьшении расхода циркуляционного водородсодер-
жащего газа до 70% закрывается электрозадвижка на линиях
нагнетания сырьевых насосов, останавливаются сырьевые насосы,
прекращается подача топлива в печь.
3. Для центробежных машин существует блокировка по оста-
новке компрессора при достижении максимально допустимого
уровня 80% в приемном сепараторе, а также при нарушениях
работы системы смазки, пароснабжения привода, охлаждения,
воздуха КИП, температуре подшипников и вибраций.
4. При уменьшении подачи раствора МЭА в абсорбер цирку-
ляционного газа на 70% закрывается электрозадвижка на линии
нагнетания насосов подачи раствора МЭА, производится оста-
новка насоса, при этом ликвидируется опасность проникновения
водородсодержащего газа в помещение насосной.
5. Циркуляционные компрессоры имеют ряд блокировок тех-
нологических параметров (температуры в подшипниках, уровня
в сепараторе, уровня масла в напорном баке, давления масла
и т. д.), обеспечивающих безаварийную работу. При достижении
критических показателей этих параметров компрессоры останав-
ливаются.
6. В отделении трубчатых печей дополнительно к основным
технологическим блокировкам предусматриваются блокировки по
падению давления топливного газа перед трубчатыми печами и
снижению давления воздуха, подаваемого к форсункам печей.
Для контроля правильности и безопасности ведения техноло-
гического процесса кроме автоматических блокировок предусма-
тривается световая и звуковая сигнализация отклонений ряда
параметров. Основными из них являются: 1) уменьшение расхода
стабильного гидрогенизата перед подачей в печь до 25% от но-
минала; 2) уменьшение расхода стабильного гидрогенизата перед
подачей в блок риформинга до 40% от номинала; 3) повышение
температуры газосырьевой смеси в верхнем слое катализатора
гидроочистки (обычно это температуры 500—540 °C); 4) повыше-
ние температуры газосырьевой смеси на выходе из реакторов
риформинга выше 525 °C; 5) повышение давления в отпарной
колонне; 6) повышение и понижение уровня жидкости в ректифи-
кационных колоннах, емкостях различного назначения и сепа-
раторах; 7) понижения давления воздуха КИП.
В целях защиты печей от «хлопков» и взрывов в результате
непредвиденного прекращения топлива с последующей неконтро-
лируемой подачей в них топлива предусматривается в обязатель-
ном порядке световая и звуковая сигнализация падения давле-
ния топливного газа и мазута.
229
Для быстрого отключения подачи топлива к трубчатым печам
предусматривается дистанционное управление электрозадвиж-
ками на топливе со щита оператора.
Все трубчатые печи оборудуются соответствующим количе-
ством взрывных клапанов.
В компрессорных устанавливаются газосигнализаторы на
водород, срабатывающие (подача светового и звукового сигнала)
при достижении концентрации водорода 20—50% от нижнего
предела взрываемости.
О загазованности помещений закрытых насосных сообщает
анализатор концентрации паров бензина в воздухе. При этом,
как правило, включается сблокированная с сигнализатором ава-
рийная вентиляция.
На случай аварии предусматривается дистанционная оста-
новка различных видов оборудования по группам опасности.
В первую очередь останавливаются сырьевые насосы, затем на-
сосы блока стабилизации, экстракции, далее останавливаются
двигатели аппаратов воздушного охлаждения и в последнюю
очередь вспомогательные насосы.
Предусматривается также дистанционное отключение компрес-
соров со щита оператора.
Для обеспечения пожарной безопасности установок выпол-
няются следующие мероприятия.
1. Разрывы между зданиями, сооружениями и аппаратурой
выбирают, исходя из требований противопожарных норм
ВНТП-28—79 (ранее ПТУСП-02—62).
2. Сооружения и здания на территории выполняются I или
II степени огнестойкости.
3. Наиболее подвергающиеся при пожаре действию огня ме-
таллоконструкции, «юбки» колонн и кабельные прокладки обо-
рудуются соответствующей теплоизоляцией с пределом огне-
стойкости 0,75—2,0 ч.
4. Для исключения розлива нефтепродуктов в насосных и на
постаментах устраивается поребрик высотой Г40—150 мм.
5. Сбросы от аппаратов с взрывоопасной, горючей и токсичной
средой направляются на факел через закрытую емкость.
6. Дренаж аппаратов и трубопроводов осуществляется в за-
крытую систему.
7. На воздушниках открытых емкостей с горючими и легковос-
пламеняющимися жидкостями устанавливаются огнепрегради-
тели.
8. Для тушения пожаров предусматриваются стационарные и
полустационарные средства пено- и паротушения, лафетные
стволы и кольца водяного орошения.
Безопасная работа установки зависит от квалификации, над-
лежащего контроля со стороны персонала, а также от строгого
соблюдения требований и правил техники безопасности, пожарной
безопасности, правил Госгортехнадзора и строгого соблюдения
технологического режима в соответствии с технологической картой.
230
ЛИТЕРАТУРА
I. Маслянский Г. НЖарков Б. Б., Федоров А. П. ц др. ___ Хим и тех-
нол. топлив и масел, 1979, № 10, с. 5—15. 2. Суханов В. П. Каталитические
процессы в нефтепереработке. М.: Химия, 1979. с. 311. 3. Ластовкин Г. А
Васильев А. В., Аспель Н. Б. и др. — Обобщение опыта проектирования и
освоения установок каталитического риформинга. Обзор. М.: ЦНИИТЭНефтехим,
1979. 46 с. 4. Маслянский Г. Н., Жарков Б. Б., Федоров А. П. и др. «Катали-
тический риформинг бензинов». Сборник научных трудов ВНИИНефтехим,
ЦНИИТЭНефтехим, 1979, с. 10—25. 5. Сулимов А. Д. Каталитический ри-
форминг бензинов. М.: Химия, 1973, 303 с. 6. Гейтс Б., Кетцир Д., Шуйт Г. —
В кн.: Химия каталитических процессов. М.: Мир, 1981, с. 227—239. 7. Ten-
nison S. R. — Chemistry in Brit., 1981, 17, Nil, p. 534—540 . 8. Мас-
лянский Г. fl., Жарков Б. Б., Федоров А. П. и др. — Хим. и технол. топлив
и масел, 1977, № 1, с. 16—20. 9. Бурсиан Н. Р., Маслянский Г. Н. — Там же,
№ 10, с. 6. 10. Справочник нефтехимика. Т. 1,2. Л.: Химия, 1978, с. 148—173.
11. Томас '/. Промышленные каталитические процессы и эффективные ка-
тализаторы. М.: Мир, 1973, с. 87—102. 12. Маслянский Г. 11., Шапиро Р. Н.,
Панникова Р. Ф. и др. — Хим. и технол. топлив и масел, 1981, №9, с. 13—15.
13. Федоров А. П., Шкуратова Е. А., Бусыгина Л. Б. и др. — Там же, 1982,
№ 3, с. 16—19. 14. Скипин Ю. А., Федоров А. П., Маслянский Г. Н. и др.—
Там же, 1981, № 3, с. 26—28. 15. Маслянский Г. Н., Шапиро Р. Н., Панни-
кова Р. Ф. — Гам же, № 4, с. 4—6. 16. Аспель П. Б., Демкина Г. Г. Гидро-
очистка моторных топлив. Л.: Химия, 1977, 159 с. 17, Глазов Г. И., Сидо-
рин В. П. Каталитический риформинг и экстракция ароматических углеводо-
родов. М.: Химия, 1981, 188 с. 18. Маслянский Г. Н., Бурсиан Н. Р. Химия,
техн, топлив и масел, 1960, № 9, с. 1. 19. Тарелкин Л. П. — Нефтепереработка
и нефтехимия, 1983, № 7, с. 10. 20. Аспель Н. Б., Киселева Э. А., Рат-
нер Е. М. — Там же, 1972, № 2, с. 3—6.
21. Крючков Ю. Л., Курилин В. А. Опыт пуска и освоения каталитиче-
ского риформинга типа ЛЧ-35-11/600 и ЛГ-35-11/300—95: Обзор. М.:
ЦНИИТЭНефтехим, 1974. 22. Луговской А. И., Левинтер М. Е., Исаев Б. Н.
и др. — Нефтепереработка и нефтехимия, 1981,№ 9, с. 3—5. 23. Левенитиль О.
Инженерное оформление химических процессов. М.: Химия, 1969, 622 с. 24. На-
гиев М. Ф. Основы разработки комплексных химических процессов и проекти-
рование реакторов. Баку: Аз. Гос. изд-во, 1961, 490 с. 25. Дидушинский Д;
Основы проектирования каталитических реакторов. М.: Химия, 1972, 376 с.
'26. Касаткин А. Г. Основные процессы и аппараты химической технологий,
•М.: Химия, 1973, 784 с. 27. А. С. 151430 (СССР). 28. Средин В. В., Тарасен-
ков П. М. Оборудование и трубопроводы установок каталитического рифор-
минга и гидроочистки, Л.: Гостоптехиздат, 1963, 238 с. 29. Михеев М. А.
Основы теплопередачи. 3-е изд. М.; Л.: Госэнергоиздат, 1956, 392 с. 30. Пав-
лов К. Ф., Романков П. Н., Носков А. А. Примеры и задачи по курсу процес-
сов и аппаратов химической технологии. 9-е изд. Л.: Химия, 1981. 560 с.
31. Цыганков А. С. Расчеты судовых теплообменных аппаратов. Л.: Суд-
промгиз, 1956, 264 с. 32. А. с. 223246 (СССР). 33. А. с. 287737 (СССР). 34. А. с.
394410 (СССР). 35. А. с. 385996 (СССР). 36. Гнедаш 3. А., Алдашнин Ф. Н.,
Мартынов Н. В. и др. — Эксплуатация, модернизация и ремонт оборудования
в нефтеперераб. и нефтехим. промышленности, 1982, № 3, с. 4—5. 37. Кова-
ленко В. И., Халипов В. И., Мартынов Н. В. и др. — Там же, 1971, № 10,
с. 14—17.38. Абдурашитов С. А., Тупиченков А. А., Вершинин И. Л4.идр.—
Насосы и компрессоры. М.: Недра, 1974, 296 с. 39. Серебряный В. Б., Шлеен-
ков Ю. И., Сафронов Ю. К.—Эксплуатация, модернизация и ремонт обору-
дования в нефтеперераб. и нефтехим. пром., 1981, № 1, с. 39—42.
231