/
Текст
ИААЛЕКСАНДРОВ
ПЕРЕГОНКА
И РЕКТИФИКАЦИЯ
В НЕФТЕ-
ПЕРЕРАБОТКЕ
6П7.Г.6П7 43
А46
УДК 66.048:665 63
Александров И. А.
Перегонка и ректификация в нефтепереработ-
ке.— М.: Химия, 1981—352 с, ил.
В книге рассмотрены основы расчета перегонки и ректифи-
кации нефтяных смесей, простые и сложные схемы перегонки
и ректификации, разделительные системы со связанными теп-
ловыми и материальными потоками и с тепловыми насосами.
Рассмотрены методы синтеза и анализа разделительных и теп-
лообменных систем, типовые схемы автоматического управле-
ния процессами перегонки и ректификации. Приведены много-
численные примеры синтеза и анализа технологических схем пе-
регонки и ректификации основных процессов нефтепереработки
Книга предназначена для инженеров и научных работников
предприятий и институтов нефтеперерабатывающей, газопере-
рабатывающей, химической и смежных отраслей промышлен-
ности. Она может быть полезна также аспирантам и препода-
вателям, студентам старших курсов, вузов, специализирующим-
ся в области технологии нефтегазопереработки и нефтехимиче-
ского синтеза.
352 с., 74 табл., 249 рис., список литературы 223 ссылки.
31401-065
А 050(01)-81 65S1-280101000()
@ Издательство «Химия», 1981 г.
2
СОДЕРЖАНИЕ
Предисловие .... ........................... 6
Основные условные обозначения 8
Условные обозначения на технологических схемах......................... 9
Введение.............................................................. 13
Литература.............................................................15
Глава I. Основы перегонки и ректификации нефтяных смесей ... 16
1. Физико-химические свойства нефтяных смесей и эксплуатационные свой-
ства нефтепродуктов ...................................................16
1.1. Классификация нефтяных смесей.....................................16
1.2. Методы определения фракционного состава нефтяных смесей 18
1.3. Кривые ИТК............................... ... 19
1.4. Кривые стандартной разгонки.......................................24
1.5. Соотношения между кривыми ИТК и стандартной разгонки . . 25
1.6. Дифференциальные и интегральные методы представления фракцион-
ного состава нефтяных смесей..........................................32
1.7. Характеристики состава и свойств нефтей...........................35
1.8. Расчет физико-химических свойств нефтяных фракций и углеводород-
ных газов . ... 38
1.9. Обобщение опытных данных по эксплуатационным свойствам нефтя-
ных фракций и нефтепродуктов............................. . . 48
1.10. Термическая стабильность топливных и масляных фракций ... 51
2. Простая перегонка нефтяных смесей................................ 54
2.1. Технология простой перегонки..................................... 54
2.2. Простая- перегонка в вакууме и с водяным паром ... 56
2.3. Кривые однократного испарения нефтяных смесей 57
2.4. Расчет простой перегонки нефтяных смесей..........................59
2.5. Эмпирические методы расчета однократной перегонки нефтяных смесей 66
2.6. Особенности расчета однократной перегонки мазута ..... 74
3. Ректификация нефтяных смесей.......................................76
3.1. Основы технологии перегонки и ректификации нефтяных смесей . . 76
3.2. Ректификация в вакууме и с водяным паром .... 78
3.3. Характеристики четкости ректификации нефтяных смесей •. 81
3.4. Расчет ректификации нефтяных смесей...............................87
Литература.............................................................95
Глава П. Системный анализ процессов перегонки и ректификации неф-
тяных смесей...........................................................99
1. Введение в системный анализ процессов перегонки и ректификации . 99
1.1. Общие сведения о системном анализе процессов перегонки и ректифи-
кации ................................................................99
1.2. Критерии оценки технико-экономической эффективности процессов пе-
регонки и ректификации...............................................102
2. Принципиальные технологические схемы перегонки и ректификации неф-
тяных смесей..........................................................105
2.1. Технологические схемы одноколонных ректификационных систем . 105
2.2. Технологические схемы многоколонных ректификационных систем Н5
3. Методы синтеза и анализа технологических схем перегонки и ректифика-
ции нефтяных смесей........................................... .... 125
3
3.1. Одноколонные ректификационные системы 125
3.2. Многоколонные ректификационные системы 130
Литература............................................................145
Глава III. Синтез н анализ технологических схем первичной перегонки
нефти.................................................................147
1. Назначение и особенности первичной перегонки нефти . . 147
1.1. Перегонка нефти на установках АТ и АВТ 147
1.2. Продукты первичной перегонки нефти . . 148
1.3. Особенности технологии первичной перегонки нефти 151
2. Атмосферная перегонка нефти...................................... 153
2.1. Перегонка нефти на топливные фракции и мазут 153
2.2. Частичное отбензинивание нефти 162
2.3. Выбор схемы орошения атмосферной колонны.........................165
2.4. Увеличение глубины отбора светлых и улучшение качества топливных
дистиллятов ..... 167
3. Вакуумная перегонка мазута . 174
3.1. Перегонка мазута по топливному варианту . 174
3.2. Увеличение глубины отбора светлых и улучшение качества широкой
масляной фракции..................................................... 177
3.3. Перегонка мазута по масляному варианту 184
3.4. Улучшение качества масляных дистиллятов .........................188
3.5. Глубоковакуумная перегонка мазута........................... . 191
3.6. Конденсационно-вакуумные системы установок первичной перегонки
нефти ............................. . . 196
Литература . . 204
Глава IV. Синтез и анализ технологических схем перегонки и ректифи-
кации нефтяных фракций . 207
1. Вторичная перегонка топливных фракций.............................207
1.1. Назначение вторичной перегонки бензиновых фракций 207
1.2. Технологические схемы вторичной перегонки бензиновых фракций . 208
1.3. Влияние углеводородного состава бензиновых фракций на технологи-
ческие схемы перегонки 216
1.4. Вторичная перегонка фракций дизельного топлива . . . 219
2. Ректификация смеси продуктов крекинга нефтяных фракций 221
2.1. Получение жидких продуктов каталитического крекинга 221
2.2. Разделение смеси продуктов термического крекинга 225
2.3. Разделение смеси продуктов замедленного коксования 227
2.4. Первичное фракционирование смеси продуктов пиролиза . . . 229
3. Ректификация смеси продуктов облагораживания нефтяных фракций . 230
3.1. Разделение гидрогенизатов гидроочистки и катализатов риформинга
нефтяных фракций..................................................... 230
3.2. Разделение рафинатов платформинга................................235
3.3. Разделение смеси продуктов алкилирования изобутана олефинами 236
3.4. Разделение смеси продуктов изомеризации парафиновых и ароматиче-
ских углеводородов .................................................. 242
4. Ректификация нефтяных фракций с получением ароматических углево-
дородов ..............................................................246
4.1. Методы выделения ароматических углеводородов из нефтяных смесей 246
4.2. Выделение смеси ароматических углеводородов из катализатов рифор-
минга ................................................................247
4.3. Ректификация смеси ароматических углеводородов с получением бен-
зола, толуола и ксилолов..........................................249
4.4. Ректификация смеси этилбензола и ксилолов.......................254
4.5. Ректификация смеси высших ароматических углеводородов 261
Литература .............................................263
4
Глава V. Синтез и анализ технологических схем ректификации углево-
дородных газов 266
1. Углеводородные газы нефтепереработки..............................266
2. Стабилизация топливных фракций...................................269
2.1. Стабилизация прямогонных бензинов...............................269
2.2. Стабилизация катализатов и гидрогенизатов.......................273
2.3. Стабилизация газоконденсатов....................................278
3. Разделение газов на газофракционирующих установках 281
3.1. Разделение предельных газов.....................................281
3.2. Разделение смесей предельных и непредельных газов 285
3.3. Синтез оптимальных схем газоразделения..........................288
4. Ректификация газов пиролиза.......................................294
4.1. Абсорбционно-ректификационный метод разделения пирогаза 294
4.2. Конденсационно-ректификационный метод разделения пирогаза 296
4.3. Усовершенствованные схемы деметанизации пирогаза . 299
4.4. Разделение смесей этилен — этан и пропилен — пропан 301
5. Концентрирование водородсодержащих газов риформинга 310
Литература...........................................................311
Глава VI. Практические аспекты синтеза технологических схем перегон-
ки и ректификации нефтяных смесей....................................313
1. Принципы теплообмена в технологических схемах....................313
1.1. Системы теплообмена установок первичной перегонки нефти и ректифи-
кации углеводородных газов . .......................313
1.2. Синтез систем теплообмена установок перегонки и ректификации неф-
тяных смесей.........................................................318
2. Схемы управления процессами перегонки и ректификации нефтяных сме-
сей .............................................................. 327
2.1, Общая характеристика систем автоматического управления технологи-
ческими процессами...................................................327
2.2. Элементы систем автоматического управления процессами перегонки и
ректификации ... 328
2.3. Автоматизация и управление процессом ректификации в простых ко-
лоннах ...................................................... 334
2.4. Автоматическое управление процессом ректификации в сложных ко-
лоннах .......................................................338
Литература......................................................... 342
Заключение...........................................................344
Литература......................................................... 346
Предметный указатель 347
ПРЕДИСЛОВИЕ
Перегонка и ректификация относятся к числу ведущих процес-
сов химической технологии и составляют основу многих техноло-
гических процессов нефтегазопереработки. При этом нельзя не
отметить, что из всех процессов ректификации, применяемых в хи-
мической технологии, более 80% приходится на нефтегазоперера-
ботку.
Теория и практика перегонки и ректификации нефтяных смесей
впервые наиболее полно были рассмотрены в классических моно-
графиях Л. Г. Гурвича «Научные основы перегонки нефти» (М.—
Л., Гостоптехиздат, 3-е, изд., 1940 г.), С. Н. Обрядчикова «Прин-
ципы перегонки нефти» (М.— Л., Гостоптехиздат, 1940 г.),
А. И. Скобло «Основные элементы технологического расчета неф-
тезаводских установок» (Баку, АзГОНТИ, 1939 г.) и В. Л. Нель-
сона «Основы перегонки нефти» (М., Гостоптехиздат, 1937 г.).
Детальные исследования сущности процесса ректификации
уменьшили интерес к проблемам разделения нефтяных смесей, и
поэтому в течение довольно длительного периода все монографии
были посвящены обобщению методов расчета процесса ректифика-
ции безотносительно к разделяемым смесям. В последние годы
внимание исследователей вновь обращено к разделению конкрет-
ных смесей, свидетельством чему, в частности, является моногра-
фия по нефтезаводской перегонке R. N. Watkins «Petroleum Re-
finery Distillation» (Houston Gulf Publ. Co., 1973 г.), в которой
сделана первая попытка изложить содержание и особенности ме-
тодов расчета процесса ректификации нефтяных смесей.
За последнее время изменилось и отношение к процессам пере-
гонки и ректификации. Если до 70-х годов основное внимание ис-
следователи обращали на изучение гидродинамики и массопере-
дачи в ректификационных аппаратах с целью повышения их про-
изводительности, то на сегодня главными задачами практики и на-
учных исследований стали принципиальные вопросы технологии —
проблема синтеза технологических схем с определением оптималь-
ных параметров процессов разделения, обеспечивающих повыше-
ние глубины отбора целевых компонентов, улучшение качества
продуктов и снижение энергетических затрат на разделение.
Для синтеза и анализа оптимальных схем разделения требует-
ся разработка специальных методов и алгоритмов моделирования
химико-технологических систем на ЭВМ, а также осмысливание и
обобщение опыта применения процессов перегонки и ректифика-
ции, рассмотрение результатов синтеза и анализа типовых процес-
сов разделения.
В связи с этим в свете новых задач, стоящих перед химической
технологией и нефтегазопереработкой в частности, в книге рас-
6
смотрены основные методы и алгоритмы синтеза и анализа тех-
нологических схем перегонки и ректификации нефтяных смесей,
систематизирован и по возможности обобщен накопленный к на-
стоящему времени в патентной и в периодической литературе ма-
териал по синтезу и анализу технологических схем разделения
нефтяных смесей практически для всех процессов нефтегазопере-
работки. Исключение составляют лишь азеотропная и экстрактив-
ная ректификации, которые рассмотрены очень кратко, и перегонка
и ректификация в процессах экстракции и кристаллизации для ре-
генерации растворителей, которые вообще не рассматривались, так
как технологическое оформление этих процессов зависит в первую
очередь от типа используемого агента или растворителя:
При изложении системного анализа процесса ректификации
особое внимание было уделено синтезу сложных систем ректифи-
кации со связанными тепловыми и материальными потоками, как
наиболее перспективных для применения в нефтепереработке.
Многочисленные примеры успешного применения таких систем,
приведенные в книге, раскрывают не только сущность современ-
ных алгоритмов синтеза, но и лишний раз доказывают эффектив-
ность и целесообразность применения сложных разделительных
систем.
Автор признателен инженеру М. Л. Креймеру, доцентам
3. Л. Буртоликовой и Б. А. Чернышову за целый ряд замечаний,
высказанных при рецензировании и просмотре рукописи.
ОСНОВНЫЕ УСЛОВНЫЕ ОБОЗНАЧЕНИЯ
ПАРАМЕТРЫ
С — содержание, % (масс.)
D — расход дистиллята, кмоль/ч; диаметр колонны, м
е — доля отгона, кмоль/кмоль
F — расход сырья, кмоль/ч
ft — расход i-ro компонента в сырье, кмоль/ч
Н, h — энтальпии потока пара, жидкости, кДж/кг
К — характеризующий фактор [К=1,21б/7’Ср/(0,994р204-0,093)]
К — капитальные затраты, руб.
Kt — константа фазового равновесия i-ro компонента
L — расход жидкостного потока, кмоль/ч
h — расход i-ro компонента в жидкостном потоке, кмоль/ч
М — молекульная масса, кг/моль
N — число теоретических тарелок; число секций
N' — число реальных тарелок
Р — общее давление в системе, Па
Pt — давление насыщенных паров i-ro компонента, Па
ДР— перепад давления, Па
р — общее число компонентов смеси
Q — тепловая нагрузка, Вт
R — флегмовое число (R=L/D)
S — расход бокового погона, кмоль/ч
Т — температура, К
i — температура, °C
V — расход потока паров, кмоль/ч
vi — расход i-ro компонента в потоке паров, кмоль/ч
W— расход остатка, кмоль/ч
w — скорость паров в свободном сечении колонны, м/с
х — мольная концентрация компонента в жидкости, кмоль/кмоль; отгон по
кривой ИТК или по кривой стандартной разгоики, % (об.)
у — мольная концентрация компонента в паре, кмоль/кмоль
z — расход водяного пара, кг/ч; коэффициент сжимаемости
а — коэффициент относительной летучести компонента смеси
аИТК— уГ0Л наклона кривой ИТК, °C на % (об.) отгона или °С/%
е — доля отбора продукта по отношению к сырью
у — кинематическая вязкость, мм2/с
р — плотность относительная или абсолютная, кг/мя
ИНДЕКСЫ
I — произвольный компонент
/ — номер секции
I, h — легко- и труднолетучий компоненты
L — жидкость
V —пар
I — при температуре t
Р — при давлении Р
F — сырье
D — дистиллят
W — остаток
и. к — начало кипения
к. к — конец кипения
8
УСЛОВНЫЕ ОБОЗНАЧЕНИЯ НА ТЕХНОЛОГИЧЕСКИХ СХЕМАХ
— колонна
— печь
— теплообменник
— многопоточный теплообменник
— аппарат воздушного охлаждения
— кипятильник, подогреватель
— холодильник, конденсатор-холодильник
— встроенный в колонну теплообменник (по-
догреватель, конденсатор)
— емкость
— реактор
— сепаратор горизонтальный
— сепаратор вертикальный
— фазный разделитель
— подогреватель с паровым пространством
(кипятильник)
— барометрический конденсатор
— дроссель
10
— эжектор
— поршневой насос
— центробежный насос
— центробежный компрессор (ЦК)
— поршневой компрессор
рд
— регулятор давления
рр
— регулятор расхода
РТ
— регулятор температуры
РРТ
— регулятор разности температур
11
РРД
— регулятор разности давлений
АК
— анализатор качества
— регулирующий клапан
— диафрагменный расходомер
— манометр
— регулятор уровня
ВВЕДЕНИЕ
Перегонка — это процесс разделения жидких и газообразных
(паровых) смесей на фракции, обогащенные высоко- и низколету-
чими компонентами. Различают простую и сложную перегонки.
Простая перегонка жидких смесей осуществляется путем посте-
пенного или однократного их испарения, а простая перегонка па-
ровых смесей — путем постепенной или однократной их конденса-
ции. При постепенной перегонке жидких смесей они постепенно
нагреваются от начальной температуры до конечной с непрерыв-
ным отводом из системы образующихся паров. При однократной
перегонке жидкость нагревается до заданной температуры, при ко-
торой паровая фаза однократно отделяется от жидкости.
При многократной перегонке жидких смесей остаток однократ-
ного испарения предыдущего процесса нагревается до более высо-
кой температуры, после чего паровая фаза однократно отделяется
от жидкости, т. е. многократная перегонка состоит из повторения
процесса однократной перегонки по отношению к остатку преды-
дущего процесса. Аналогичным образом организуется процесс
многократной перегонки паровых смесей.
На практике постепенная перегонка реализуется обычно как
периодический процесс, а однократная и многократная перегон-
ки— в виде непрерывных процессов разделения.
Сложная перегонка — это перегонка с дефлегмацией, когда об-
разующиеся при перегонке пары конденсируют и в виде флегмы
подают навстречу потоку .пара. В результате тепло-массообмена
между паром и флегмой пары дополнительно обогащаются низко-
кипящими компонентами.
Постепенную перегонку с дефлегмацией называют периодичес-
кой ректификацией, а однократную и многократную перегонки с
дефлегмацией — непрерывной ректификацией.
В настоящее время в технологии нефтегазопереработки для про-
цессов однократной перегонки и ректификации нефтяных смесей
используется обобщенное их наименование: первичная перегонка
нефти, перегонка мазута, вторичная перегонка бензинов и т. д.
В начальный период развития нефтяной промышленности раз-
деление нефти на фракции осуществлялось простой перегонкой и
главным образом в кубах периодического действия. В последую-
щем для повышения четкости разделения нефти стали применять
дефлегмацию паров, в связи с переработкой больших объемов неф-
ти перешли на использование непрерывных процессов разделения.
В настоящее время разделение нефти на фракции осуществляется
только однократной перегонкой и ректификацией. Перегонку с пос-
тепенным испарением, осложненную дефлегмацией, и периодичес-
кую ректификацию применяют лишь в лабораторной практике.
13
На нефтеперерабатывающих заводах в настоящее время вы-
рабатывают широкий ассортимент топлив, масел, полупродуктов и
продуктов для нефтехимии. В производстве топлив заводы ориен-
тируются на выпуск главным образом высокооктановых бензинов
АЙ-93, дизельного топлива с содержанием серы не выше 0,2%, ре-
активного топлива с ограниченным содержанием ароматических
углеводородов (не более 12% для некоторых сортов керосинов) и
малосернистого котельного топлива. Масла будут выпускаться с
высоким индексом вязкости, высоковязкие и маловязкие, стойкие
против нагарообразования и обладающие целым рядом других
ценных эксплуатационных свойств, которые им придают специаль-
ные композиции в виде различных присадок.
В связи с этим в современной технологии переработки нефти
первичная перегонка нефти используется в основном для получе-
ния сырья для последующих процессов и поэтому широко приме-
няются процессы вторичной обработки дистиллятов для последу-
•Рр.С,
Бензол
Толуол
Ароматические
углеводороды С8
Сухой газ
Этилен,
пропилен
Нефть
Бензин
Реактивное
топливо
Дизельное
топливо
Котельное
топливо
Условная поточная схема комплексной переработки нефти по топливному вари-
анту:
1 — атмосферная перегонка нефти; 2 — газоразделенпе; 3 — вторичная перегонка бензина;
4 — вакуумная перегонка мазута; 5 — пиролиз; 6— алкилирование; 7 — экстракция аромати-
ческих углеводородов; в — изомеризация; 9 — риформинг; 10 — гидроочистка; II— катали-
тический крекинг; 12— коксование; 13— получение этилена и пропилена; 14— деалкилиро-
вание; 15 — разделение ксилолов; 16 — гидрокрекинг; 17 — компаундирование бензинов не-
заштриховаииые блоки — процессы, основанные на перегонке н ректификации; заштрихо-
ванные блоки — процессы, использующие перегонку и ректификацию.
14
ющего облагораживания этих фракций: газоразделение, вторич-
ная перегонка бензинов, стабилизация топливных фракций, раз-
деление продуктов реакций и т. д.
С целью иллюстрации области применения перегонки и ректи-
фикации в нефтепереработке на рисунке изображена условная по-
точная схема переработки нефти, составленная из схем, приведен-
ных в работах [1]. Как видно из приведенной схемы, перегонка и
ректификация составляют основу таких процессов, как первичная
перегонка нефти, вторичная перегонка бензиновых фракций и га-
зоразделение. Перегонка играет также немаловажную роль прак-
тически во всех химических процессах переработки нефтяного
сырья: крекинге, риформинге, пиролизе, гидроочистке, алкилирова-
нии, изомеризации и т. д.
Современная технология нефтепереработки характеризуется не
только широким применением перегонки и ректификации, но и все
более жесткими требованиями к целевым продуктам: узким топ-
ливным фракция^, которые используются для получения арома-
тических углеводородов и растворителей; масляным фракциям как
основы для производства смазочных масел; специальным сортам
топлив как сырья для производства белково-витаминных концент-
ратов; моющим веществам и пр. Жесткие требования к процессу
ректификации предъявляются также в связи с получением индиви-
дуальных компонентов некоторых парафиновых, ароматических и
олефиновых углеводородов.
Весьма перспективным в химической и нефтяной технологии
представляется применение комбинированных процессов перегон-
ки и ректификации с химическими реакциями — так называемых
хеморектификационных процессов. В настоящее время уже извест-
ны примеры успешного применения таких процессов в химической
промышленности [2]. Хеморектификационные процессы испыты-
ваются и в нефтепереработке, например, процесс, сочетающий ва-
куумную перегонку мазута с гидроочисткой остатков [3]. Очевид-
но, расширение области применения хеморектификационных про-
цессов будет определяться успехами в области катализа, т. е. раз-
работкой эффективных катализаторов, работающих при давлениях,
когда возможны фазовые превращения сырья в процессе реакций.
Преимущества применения хеморектификационных процессов со-
вершенно очевидны, так как они требуют меньше энергетических
затрат, протекают более полно и селективно.
ЛИТЕРАТУРА
1. Stanford F., Hydrocarb — Processing, 1971,-v. 50, №9, p. 147—150; Корот-
ков П. И., Исаев Б. И., Тетерук В. Г. Первичная перегонка нефти на высоко-
производительных атмосферно-вакуумных установках. М., Химия, 1975. 120 с.
2. Серафимов Л. А., Балашов М. И. — В кн.: Астарита Дж. Массопередача с хи-
мической реакцией. Пер. с англ./Под ред. Л. А. Серафимова. Л., Химия, 1971,
с. 186—215.
3. Canadian Petroleum, 1975, v. 16, Ns. 12, p. 8.
15
ГЛАВА I
ОСНОВЫ ПЕРЕГОНКИ И РЕКТИФИКАЦИИ
НЕФТЯНЫХ СМЕСЕЙ
1. ФИЗИКО-ХИМИЧЕСКИЕ СВОЙСТВА НЕФТЯНЫХ СМЕСЕЙ
И ЭКСПЛУАТАЦИОННЫЕ СВОЙСТВА НЕФТЕПРОДУКТОВ
1.1. Классификация нефтяных смесей
Нефть представляет собой сложную жидкую смесь близкокипя-
щих углеводородов и высокомолекулярных углеводородных соеди-
нений с гетероатомами кислорода, серы, азота и некоторых метал-
лов. В нефти содержатся также в небольших концентрациях неуг-
леводородные соединения, органические кислоты и некоторые дру-
гие вещества.
При разделении нефти перегонкой и ректификацией получают
фракции или дистилляты, выкипающие в определенном интервале
температур и представляющие собой также достаточно сложные
смеси. В то же время отдельные фракции нефти могут состоять из
сравнительно небольшого числа компонентов, заметно различаю-
щихся температурами кипения. В связи с этим нефтяные смеси
классифицируют на непрерывные, дискретные и дискретно-непре-
рывные.
Непрерывная смесь — это непрерывнокипящая смесь, состоя-
щая практически из бесконечно большого числа близкокипящих
компонентов, физико-химические свойства которой трудно опреде-
лить на основе ее состава и свойств чистых компонентов. На рис.
1-1 (кривая а) показана типичная кривая зависимости температур
кипения непрерывной смеси от доли отгона.
Нефть и нефтяные фракции представляют собой, как правило,
полиазеотропные смеси бесконечно большого числа близкокипя-
щих компонентов. В связи с этим нефтяные смеси часто называют
также сложными смесями. Таким образом, к непрерывным смесям
в первую очередь следует отнести нефть и ширококипящие неф-
тяные фракции, представляющие собой смеси близкокипящих уг-
леводородов различного гомологического строения, образующих
между собой при перегонке неазеотропные и азеотропные смеси.
В то же время узкокипящие нефтяные фракции могут представ-
лять собой смеси сравнительно небольшого числа близкокипящих
компонентов, например смеси парафиновых углеводородов от С5
до С7. Такую смесь уже нельзя назвать непрерывной и тем более
сложной смесью, так как ее физико-химические свойства можно
сравнительно просто вычислить на основе состава смеси и свойств
отдельных компонентов.
16
Рис. 1-1. Типичные кривые зависимости темпера-
тур кипения нефтяных смесей от доли отгона:
а — непрерывная смесь; б — дискретно-непрерывная
смесь; в — дискретная смесь.
По данным [1], число компонентов в
бензиновых фракциях может достигать
500, а в масляных фракциях еще боль-
ше, т. е. чем более .высококипящей явля-
ется фракция, тем из большего числа
компонентов она состоит и тем сложнее
углеводородные соединения, ее составля-
ющие.
Следует отметить, что ароматические
и парафиновые углеводороды образуют
смеси интервал темпера-
положительные азеотропные смеси, т. е.
тур кипения которых ниже температуры кипения соответствующего
ароматического углеводорода. Например, смеси бензола или то-
луола с гексаном и гептаном имеют интервал температур кипения,
соответственно равный 73—77 и 95—105°С.
Дискретная смесь — это смесь, состоящая из сравнительно не-
большого числа компонентов. Истинные температуры кипения дис-
кретной смеси характеризуются ступенчатой линией (см. рис. 1-1,
кривая в). Горизонтальные участки этой линии по оси абсцисс
определяют содержание каждого компонента в смеси, а соответ-
ствующие ординаты ступеней — температуру кипения этих компо-
нентов при атмосферном давлении. Обычно такие кривые строятся
при атмосферном давлении.
Характерными примерами дискретных смесей в нефтегазопере-
работке являются газообразные смеси легких углеводородов. На-
пример, при первичной перегонке нефти получаются углеводород-
ные газы, состоящие только из предельных углеводородов от ме-
тана до пентана, а в процессах вторичной переработки нефти —
газы, состоящие из предельных и непредельных углеводородов.
К дискретным смесям относятся также жидкие смеси небольшого
числа легких углеводородов или узкие нефтяные фракции, напри-
мер гексановые или гептановые фракции.
Дискретно-непрерывные смеси представляют собой сочетание
дискретной легкокипящей части смеси с непрерывной высококипя-
щей частью. Следовательно, такие смеси состоят из небольшого
числа легкокипящих компонентов, заметно различающихся лету-
честью, и бесконечно большого числа средне- и высококипящих
компонентов с близкой летучестью. Истинные температуры кипе-
ния дискретно-непрерывной смеси в зависимости от доли отгона
до определенной температуры характеризуются ступенчатой лини-
ей, а затем — непрерывной кривой (см. рис. 1-1, кривая б). Харак-
терным примером дискретно-непрерывной смеси являются неста-
2—1502
17
бильные нефтяные топлива, например бензиновые фракции и ди-
зельное топливо с растворенными в них легкими предельными уг-
леводородами и сероводородом.
1.2. Методы определения фракционного состава
нефтяных смесей
Важнейшей характеристикой нефтяных смесей является фрак-
ционный состав, определяемый температурными пределами выки-
пания всей смеси и составляющих ее узких фракций при соответ-
ствующих отборах. Фракционный состав играет решающую роль
при составлении и разработке технологических схем процесса пер-
вичной перегонки нефти и наряду с углеводородным и элементным
составом нефти существенно влияет также на выбор схем после-
дующих технологических процессов нефтепереработки. На основе
фракционного состава нефти определяется потенциальное содер-
жание в нефти целевых фракций, а на основе фракционного соста-
ва нефтяных фракций рассчитываются важнейшие эксплуатацион-
ные характеристики нефтепродуктов.
Фракционный состав нефтяных смесей определяется обычно
простой перегонкой с дефлегмацией или ректификацией; разгонку
легких фракций проводят при низких температурах и повышен-
ных давлениях, средних фракций — при атмосферном давлении и
тяжелых фракций —в вакууме. Для разгонки используют специ-
альные аппараты: Энглера, Богданова, Гадаскина, АРН-2 и др.
(описание методик разгонки приведено на стр. 21).
Фракционный состав легких нефтяных фракций можно опреде-
лять также хроматографическим методом [2, 3]. Разделение сме-
сей проводится в колонке низкой эффективности длиной 1—4 м
с неполярной жидкой фазой и линейным «программированием»
температуры термостата колонки, т. е. с «имитированием» дистил-
ляции. В указанных условиях разделения все компоненты смеси
выводятся из колонки строго в порядке возрастания их темпера-
тур кипения. Вследствие этого углеводороды, принадлежащие к
разным классам, но имеющие одинаковые температуры кипения,
«выписываются» одним пиком. Метод хроматографического ана-
лиза по сравнению с традиционными ректификационными метода-
ми имеет ряд преимуществ: он позволяет наряду с фракционным
составом смеси определять индивидуальный углеводородный со-
став бензиновых фракций, сокращает время анализа, уменьшает
величину пробы, повышает надежность метода и позволяет ис-
пользовать однотипную аппаратуру.
Отметим, что индивидуальный покомпонентный состав нефтя-
ных смесей определяется методами фракционной разгонки смеси
на лабораторной ректификационной колонке с последующим ис-
пользованием для анализа узких фракций адсорбционной газо-
жидкостной хроматографии, масс-спектроскопии и прочих совре-
менных методов анализа сложных смесей.
18
Рис. 1-2. Кривые фракционного состава нефтяных
смесей:
1 — кривая постепенного испарения; 2 — кривая ИТК;
3 — кривая стандартной разгонки; 4 — кривая ОИ; 5 —
кривая постепенной конденсации.
Данные разгонки смеси представля-
ют в ваде таблицы или графика зависи-
мости «температура выкипания — про-
цент отгона». Линии на этом графике
называются кривыми разгонки или кри-
выми фракционного состава. При четком
делении смеси получают кривые истин-
ных температур кипения (кривые ИТК)
и при нечетком делении —кривые условных температур кипения
(кривые стандартной или фракционной разгонки). На рис. 1-2 по-
казано взаимное положение кривых фракционного состава непре-
рывных смесей, здесь же показаны кривая однократного испаре-
ния (кривая ОИ) и кривые постепенного испарения и конденсации,
характеризующие температуры кипения смеси при наименее чет-
ком ее делении непрерывной или периодической разгонкой. За-
штрихованная площадь — область наиболее вероятного положения
кривых стандартной разгонки.
1.3. Кривые ИТК
Из кривых фракционного состава нефтяных смесей наиболее
важными являются кривые ИТК (в американской практике ис-
пользуют аналогичные кривые истинных точек кипения — ТВР,
true-boiling point).
V Кривые ИТК используют для определения фракционного соста-
ва сырой нефти, расчета физико-химических и эксплуатационных
свойств нефтепродуктов и параметров технологического режима
процессов перегонки и ректификации нефтяных смесей. Кривые
ИТК нефти и нефтяных фракций обычно имеют монотонный ха-
рактер, что говорит о равномерном выкипании смеси, т. е. о при-
мерно одинаковом содержании в смеси различных компонентов.
Кривые ИТК нестабильных бензинов, керосинов и дизельных топ-
лив имеют вначале ступенчатую форму и далее непрерывный ха-
рактер. Каждая ступень кривой определяет температуру выкипа-
ния индивидуального компонента и содержание его в исходной
смеси.
Наличие азеотропных смесей в нефтяных фракциях искажает
истинный характер выкипания смеси, так как положительные азео-
тропные смеси увеличивают, а отрицательные уменьшают долю
низкокипящцх фракций в смеси. Например, из-за образования азе-
отропных смесей при четкой ректификации керосиновой фракции
на лабораторной колонке были получены более тяжелые фракции
при давлении 53 гПа нежели при давлении 0,1 МПа [4].
2* 19
Наиболее важными параметрами кривой НТК являются тем-
пература 50%-ного отгона (/50%. °C) и наклон кривой ИТК в пре-
делах 10 и 70% отгонов («, °С/%):
„итк _ Z7Q%- 'ю%
а - 70-10
В технологических расчетах перегонки и ректификации непре-
рывных смесей используют кривые ИТК, выраженные в мольных
процентах; для пересчета кривых ИТК с объемных (х, % об.) в
мольные проценты (х', % мол.) может быть полезен график на
рис. 1-3 [5].
При определении кривых ИТК нефтяных смесей используют
стандартные методы и аппаратуру. По ГОСТ 11011—64 для этих
целей рекомендуется аппарат АРН-2 с колонкой четкой ректифи-
кации диаметром 50 мм, высотой слоя проволочной насадки
1016 мм (рис. 1-4). Колонка имеет куб 2 с электрической печью 1
и конденсатор 5. Стандартом регламентируются условия перегон-
ки: скорость перегонки, остаточное давление, расход орошения и
т. д., при соблюдении которых разделительная способность колон-
ки соответствует 20 т. т. Аппарат АРН-2 обеспечивает достаточную
четкость разделения нефтяных смесей, при этом интервал выкипа-
ния составляет 1—3°С. Очевидно, чем уже фракционный состав
отбираемых погонов, тем точнее получают истинные температуры
кипения нефтяных смесей. Практически для интервала 3СС фрак-
ций получаются достаточно точные кривые истинных температур
кипения.
Фракционная разгонка нефти с определением истинных темпе-
ратур выкипания до 200 °C проводится при атмосферном давлении
и от 200 до 480—500 °C (в пересчете на атмосферное давление) —
Рис. 1-3. Номограмма для пересчета доли отгона из объемных в мольные процен-
ты в зависимости от угла наклона кривых ИТК аитк и характеризующего факто-
ра (К).
20
Рис. 1-4- Схема аппарата АРН-2:
1 — печь; 2 — куб; 3 — буферная ем-
кость; 4 — приемники; 5 — конденсатор;
6 — колонна; 7 — ловушка; 8 — дифма-
нометр; 9 — вакуумный насос; 10 — ва-
куумметры.
в вакууме при остаточных
давлениях 13 гПа и затем
три 1,3—2,6 гПа во избежа-
ние разложения тяжелых
остатков нефти и падения
вакуума в системе.
В связи с углублением
переработки нефти возника-
ет задача определения
фракционного состава неф-
ти и остатков однократного
испарения по крайней мере
до 550—580 °C. Для этого
предлагается следующая
методика [6]. Вначале пе-
регонка нефти ведется как обычно на аппарате АРН-2 до 350 °C
при атмосферном давлении и далее до 460—480°C для малосерни-
стых нефтей или до 430—450 °C для сернистых нефтей в вакууме
при остаточном давлении 6,6 гПа. Затем остаток перегоняется в
колбе Богданова при остаточном давлении 26—66 Па с использо-
ванием специальных пробоотборников и манометров (рис. 1-5).
Иная методика предлагается в работе [7]. Нефть также пере-
гоняется вначале до 350 °C при атмосферном давлении на аппа-
рате АРН-2. Затем остаток выше 350 °C перегоняется на специаль-
ной пилотной непрерывнодействующей установке с отгонной ко-
лонной (диаметр 90 мм), заполненной спирально-призматической
насадкой размером 6X6 мм
и высотой слоя 400 мм
(рис. 1-6). Остаток, нагре-
тый до 400—410 °C, перего-
няется при остаточном дав-
лении в колонне, равном
13—26 гПа, в присутствии
1,5—2,0% (масс.) водяного
Рис. 1-5. Схема аппарата для глу-
боковакуумной перегонки остатков
выше 550—580 °C:
1 — колба Богданова с изоляцией; 2 —
термометр; 3 — газовая горелка; 4— ва-
куумный приемник «Брюль>; 5— про-
межуточная емкость; 6 — вакуумметр
Мак-Леода.
21
Рис. 1-6. Схема пилотной установки для перегонки остатка нефти выше 350 °C:
1 — емкости; 2 — вакуумная колонна; 3 — насадка; 4 — вакуумный насос.
I — сырье; II— дистиллят; III— остаток; IV — водяной пар; V — неконденсируемые газы.
пара, из которых 0,5—1,0% (масс.) подается в печь. С верха ко-
лонны получают широкую газойлевую фракцию, с низа — гудрон.
Далее широкая газойлевая фракция, свободная от смолистых сое-
динений, разгоняется до 550—560 °C в лабораторном аппарате
ИТК с высотой слоя насадки, эквивалентной 5 т. т., при давлении
0,67—1,33 гПа.
Истинные температуры кипения всей нефти выше 350 °C рас-
считывают по материальному балансу перегонки, при этом незна-
чительным содержанием фракций до 550 (560) °C в гудроне пре-
небрегают.
Для суждения о надежности предлагаемых методик, очевидно,
потребуется сопоставление экспериментальных и расчетных дан-
ных по истинным температурам кипе-
да-z-. ния тяжелых остатков. Для пересчета
j истинных температур кипения нефтя-
ных фракций при остаточном давлении
: на атмосферное давление используют
Ч различные эмпирические методы, ос-
,0 ~ нованные на закономерностях измене-
ь ния давления насыщенных паров инди-
? видуальных углеводородов.
1 =
5 10 - В расчетной практике наиболее часто ис-
§ - пользуется номограмма UOP (рнс. 1-7) по
: ГОСТ 11011—64 или 10120—71. Однако ввлед-
- ствие несовершенства применяемой ранее тех-
г\ ники перегонки, расчеты температур кипения
к нефтяных фракций по номограмме UOP не-
1-5»
Рис. 1-7. Номограмма UOP для пересчета тем-
ператур кипения нефтяных фракций при глубо-
ком вакууме на температуры кипения при ат-
мосферном давлении.
22
Рис. 1-8. График зависимости по-
правок А/ для температуры кипе-
ния нефтяных фракций при атмо-
сферном давлении (цифры около
кривых — давление перегонки в
гПа).
точны. Поэтому найденную по но-
мограмме температуру t' пересчи-
тывают в температуру кипения
фракций t с учетом поправки Д/
по уравнению
Поправка Д/ находится по графи-
ку, приведенному на рис. 1-8 [8].
Анализ истинных температур кипения нефтяных фракций и неф-
тепродуктов, полученных на аппарате АРН-2, показал, что для
кривых ИТК выполняется постоянство отношения температур ки-
пения в вакууме и при атмосферном давлении при одинаковых
долях отгона [9]. В связи с этим авторы получили следующее урав-
нение для пересчета истинных температур кипения нефтепродук-
тов с пониженного давления на атмосферное:
Т|/Гкип= 1+0,21 lgPt/P + 0,041 (18рг/рр +0,004 (IgPi/P)3 (1.1)
где Ti, Гнил — температуры выкипания одинаковых отгонов по кривым ИТК соот-
ветственно при пониженном Р/ и атмосферном Р давлении, К.
В интервале давлений от 66 Па до 0,1 МПа приведенное уравнение обеспе-
чивает среднее относительное отклонение расчетных данных от эксперименталь-
ных в пределах ±0,31%. Для удобства расчета температур кипения в табл. 1.1
приведены значения Ti/TKK„ в зависимости от давления перегонки Р<, рассчитан-
ные по этому уравнению.
Пример. Пересчитать истинные температуры кипения нефтяной фракции, по-
лученные при 133 Па на температуры кипения при атмосферном давлении. Фрак-
ционный состав: н. к. 42°С, 10% — 83°С, 30% — 126°С, 50% — 147°С, 70%—
168 °C, 90% — 193 °C, к. к. — 206 °C.
Таблица 1.1. Соотношения температур для одинаковых отгонов
по кривым ИТК в зависимости от давления перегонки
рг Па т./т V кип Р;, Па Т ,/Т V кнп РГ Па т./Т л V* кип рг Па Л^кип
1998 0,7532 1333 0,7344 665 0,7042 120 0,6367
1865 0,7500 1197 0,7297 532 0,6949 106 0,6323
1732 0,7565 1064 0,7244 399 0,6832 93 0,6273
1599 0,7428 931 0,7(86 266 0,6672 80 0,6216
1466 0,7388 798 0,7120 133 0,6407 66 0,6149
23
Расчет. Из табл. 1.1. находим, что при Р=133 Па Г//Гкнп=0,6407. Следова-
тельно, температуры каждого отгона при атмосферном давлении находим из со-
отношения
Т
7 кип- 0,6407
Например
273 + 42
Гн.к = 0,6407 = К (219 °C)
273 + 83
= о,64О7 = 556 К (283 °C) и т. д.
В результате получены следующие значения истинных температур кипения
нефтяной фракции при атмосферном давлении: н. к. — 219 °C, 10%—283 °C,
30% — 350 °C, 50% — 383 °C, 70% — 415 °C, 90% — 455 °C, к. к. — 474 °C.
1.4. Кривые стандартной разгонки
Фракционный состав нефтяных фракций и нефтепродуктов
обычно определяется периодической разгонкой их в колбе по
ГОСТ 2177—66. Вариантом этого метода является разгонка по Эн-
глеру (в американской практике фракционная разгонка нефтяных
фракций проводится по методу ASTM. Д86—66 [5], практически
не отличающемуся аппаратурным и технологическим оформлени-
ем от стандартной разгонки по ГОСТ).
Стандартом предусматривается определение температур нача-
ла кипения (н. к.), температур выкипания 10, 20, 30, 50, 90 и 98%
(об.) и определение массы остатка. При проведении параллель-
ных опытов допускается расхождение температуры начала кипе-
ния ±4 °C и для конечных и промежуточных точек фракционной
разгонки ±2 °C.
Типичные кривые стандартной (фракционной) разгонки нефтя-
ных фракций показаны на рис. 1-2 (ом. стр. 19). Установка для
стандартной разгонки состоит из колбы без дефлегматора, холо-
дильника и мерного цилиндра. Все размеры аппаратов, объем за-
ливаемой фракции, скорость разгонки и другие параметры строго
регламентируются, чтобы обеспечить воспроизводимость парал-
лельных опытов.
Стандартная разгонка является наиболее быстрым и дешевым
методом определения фракционного состава нефтяных фракций,
поэтому она получила широкое распространение в практике неф-
тепереработки. Для определения фракционного состава нефти стан-
дартную разгонку используют редко. Фракционный состав масля-
ных фракций обычно определяется разгонкой по Богданову в кол-
24
бе с изогнутой горловиной, покрытой изоляцией. Перегонка в та-
ком аппарате обеспечивает более четкое деление нежели в колбе
с прямым горлом из-за образования большей массы орошения.
1.5 . Соотношения между кривыми ИТК
и стандартной разгонки
Стандартная разгонка, характеризующаяся сравнительной кон-
структивной простотой и непродолжительным временем выполне-
ния, используется для определения эксплуатационных свойств неф-
тепродуктов и для контроля качества продуктов переработки
нефти. Кроме того, данные стандартной разгонки часто являются
единственным источником информации о фракционном составе
нефтепродуктов. В то же время довольно трудоемкая разгонка по
НТК необходима для составления материального баланса процесса
и проведения технологического расчета перегонки и ректификации.
В связи с этим в научной литературе большое внимание уделя-
ется разработке сравнительно простых и вместе с тем достаточ-
но надежных методов пересчета кривых стандартной разгонки неф-
тяных фракций, полученных по стандартной методике, в кривые
НТК и наоборот. Наиболее часто для пересчета кривых стандарт-
ной разгонки (по ГОСТ 2177—66 или по идентичной методике
ASTM Д86—66) в кривые ИТК используют связь между темпе-
ратурами выкипания 50% фракций с последующим пересчетом
наклонов исходной кривой на отдельных ее участках.
В работе [10], выполнено сравнение расчетных кривых НТК по
методам Нельсона, Скобло, Эдмистера — Поллок и Эдмистера
[И]. Сравнивались кривые НТК для 125 фракций из 26 различ-
ных нефтей. Проведенный анализ показал, что минимальное от-
клонение (в среднем 5—6 °C) дают два последних метода. В связи
с этим для пересчета кривых стандартной разгонки в кривые НТК
рекомендован наиболее простой метод Эдмистера, расчетные урав-
нения и график которого при-
водятся ниже.
Вначале определяется тем-
пература 50% отгона по
уравнению:
/Итк __ доел , А/ п
'60% 50% + а250%
Разность температур выки-
пания (или поправка) Д/50%
I’m I 9. График Эдмистера зависнмо-
CIII разности температур выкипания
ini кривым ИТК и стандартной раз-
гонки (цифры около кривых — доля
отгона, % об.).
^:с
ю
зо
20
10
0
25
находится при помощи графика, изображенного на рис. 1-9, или по
следующему уравнению:
д/50% = 0,00042 ( да2 - 0,+ 6,8 (ЕЗ)
Кривую поправок Afso% в работе [12] предложено аппрокси-
мировать следующими зависимостями:
при ^ост>190оС
Д/50% = 29>28 - 0.242/ГОСТ + 0,00064 ( CfT (! -4)
при <50о/о =95 — 190 °C
Д/50% = 0,0515^/7-4,8 (1-5)
Затем на основе полученных значений определяют темпе-
ратуры 10, 30, 40 и 90% по уравнению:
®)% = ^±2д^тк п-6)
X
где Л/"ТК — разность температур по кривой ИТК в пределах отгона х=50—70,
70—90 н 90—100% для участка кривой выше / (тогда в уравнении 1.6 знак
плюс) и х=50—30, 30—10 и 10—0% для участка кривой ИТК ниже tlffl (в урав-
нении—знак минус), °C; +>)»<, —температура по кривой ИТК, соответст-
вующая различным величинам отгона; (50+i)%—участки кривой ИТК выше
4 (50—i)!% —то же, ниже 15^7 для характерных величин отгона 1=10, 30 и
50%. Величина Д/*ТК‘ определяется по графику на рис. 1-9.
Пример. Пересчитать кривую стандартной разгонки бензина атмосферной ко-
лонны в кривую ИТК. Исходные данные стандартной разгонки приведены ниже
[13] р4°=0,7324; содержание серы Cs=0,04% (масс):
Отгон, % (об.) t, °C Отгон, (% об.) t, °C
н. к. 53 60 135
5 78 70 143
10 88 80 154
20 102 90 165
30 112 95 177
40 121 К. к. 186
50 129
Выход, % 98
Расчет. Определяем разность температур выкипания 50% отгонов Д/да”1'
Д/50% = 0,00042-1292 _ 0,1 -129 + 6,8 = 0,89 °C
Следовательно, имеем
= 129 + 0,89 = 130 °C
26
Определяем разность температур выкипания различных отгонов для кривой
стандартной разгонки Д/гост и для тех же отгонов по рис. 1-9 находим соответ-
ствующие разности температур по кривой ИТК — Af^TK. Результаты таковы:
Отгон. % (об.) . 0—10 10—30 30—50 50—70 70—90 90-100
Д/Гост, °C . . . 35 24 17 14 22 21
Д/”ТК,°С .... 54 38 26 21 28 23
На основе полученных значений Д/*тк и температуры ,итк Г50% определяем ко-
ординаты кривой ИТК
/ИТК = 130 — 26 = 104 °C
OU /о
/ИТК= 104 —38 = 66 °C
/итк = 66_54= 12°с
/ИТК = |30 _д_ 2] = 151 °С
= 151 + 28 = 179 °C
уи /о * 1
/ИТК= 179 + 23 = 202 °C
На рис. 1-10 изображены кривые ИТК (1) и стандартной разгонки (2) бен-
зина атмосферной колонны по данному примеру.
Рассмотрим теперь упрощенную методику построения кривых ИТК нефти по
данным о выходе продуктов перегонки, нх фракционном составе по стандартной
разгонке и температурным точкам деления [10]. Такая методика позволяет опе-
ративно оценивать возможные изменения фракционного состава нефти, посту-
пающей на переработку. Она основана на допущении о равенстве температур 50%
отгона каждого продукта по ЙТК и по стандартной разгонке. Обозначив через
А, В, С и т. д. выходы дистиллятов, полученных из нефти, и температуры 50%
отгонов этих фракций по стандартной разгонке через /л, tB, tc и т. д., получим
следующие координаты расчетных точек кривой ИТК: первая точка — темпера-
тура /л, выход Л/2; вторая точка — температура tB, выход Л+В/2; третья точка —
температура /с, выход A-f-B-j-C/2 и т. д. Учитывая, что температура 50% отгона
наиболее тяжелого дистиллята, относящегося к светлым нефтепродуктам, не пре-
вышает 280—295 °C, расчетную точку кривой ИТК, соответствующую выходу
фракции до 350 °C, рекомендуется определять интерполяцией кривой ИТК по ее
наклону в пределах температур /с—is-
Этот наклон может быть вычислен по уравнению
итк___ 2 (*с
а ~ в + с
Далее можно определить уже и выход фракций до 350 °C (B359) из урав-
нения
С 350— tc
взм — Л + В 2 итк
При небольшом числе продуктов, по-
лучаемых при перегонке нефти, число то-
чек для построения кривой ИТК по опи-
си иной выше методике будет также
Рис, 1-10. Кривые ИТК и стандартной раз-
гонки бензина и нефти:
/ — кршшя стандартной разгонки бензина атмо-
•ilirрлой колонны; 2 — кривая ИТК бензина атмо-
i фс'рпой колонны; 3 — кривая ИТК нефти (орди-
ihiifl гнрпвн); 4 — кривая ИТК бензина; 5 — кри-
•пи < I нпднртной разгонки фр. 118—€12 °C; 6-
Ирл butt итк фр. 118—212 °C.
27
небольшим. В связи с этим для большей надежности расчетной кривой ИТК в
качестве дополнительных точек можно использовать температурные точки разде-
ления отбираемых дистиллятов, представляющие собой граничные температуры
между двумя смежными дистиллятами по кривой ИТК сырья. Температурные
точки разделения с известным приближением могут быть вычислены как сред-
ние температуры начала и конца кипения смежных дистиллятов /нк и /к.к, как
средняя температура 5 и 95% отгона 15о/о и £95% или как температура 10 и 90%
отгона /10о, и /90о/о. Эта же величина может быть найдена и по наклону расчет-
ной кривой ИТК между температурами, соответствующими 50% отгону по стан-
дартной разгонке смежных дистиллятов. Если А и В выходы двух смежных дис-
тиллятов с соответствующими температурами /а и tB, то наклон кривой ИТК со-
ставляет
„итк _ 2 ~~
а ~ А + В
тогда граничная температурная точка деления определяется из выражения
/„ = /л+«и™.4
Среднеквадратичное отклонение для 67 экспериментальных точек кривых ИТК
составило ±1,6%.
Пример. Построить кривую ИТК нефти по следующим данным о выходе про-
дуктов атмосферной перегонки нефти и температурам 50% отгонов продуктов по
стандартной разгонке (см. табл. 1.1).
Фракции, °C Выход, % (об.) *50%?'
н. к.—200 22(A) 115 (<Л)
160—260 11(B) 208 (tB)
230—350 22(C) 295 (tc)
Расчет. Определяем абсциссы точек кривой ИТК нефти, в % (об.):
хд = 22/2 =11 хв = 22 + 11/2 = 27,5
хс = 22 + 11 4- 22/2 = 44
Отгон по кривой ИТК при 350 °C находим интерполяцией по наклону кривой
ИТК:
итк 2 (295 — 208)
а = 11+22~ =5’28 °С/% (об’)
Bgso = 22 + 11 + 22/2 ± 35°б728~95~ = 54-4% (об')
Расчетная кривая ИТК изображена на рис. 1-10 (кривая 3).
Основным недостатком рассмотренных методов для пересчета
кривых стандартной разгонки в кривую НТК является относитель-
ная длительность расчета. Кроме того, совпадение температур
50% отгонов имеет место только для керосиновых фракций. Для
дизельных топлив температуре 50% отгона по стандартной раз-
гонке соответствует 35—40% отгона по кривым ИТК, а для мазу-
тов— от 60 до 70%.
Для пересчета координат кривых стандартной разгонки в кри-
вые ИТК предлагаются [13] и другие закономерности, в соответ-
ствии с которыми разность температур одинаковых отгонов по ИТК
28
и по стандартной разгонке является функцией отгона х и для оп-
ределенных точек выкипания является величиной постоянной, т. е.
/ИТК = /ГОСТ д/_ где д/ = f (%) ( J .7)
Отгону х в процентах объемных соответствует отгон в процен-
тах массовых по ИТК, т. е. при пересчете кривой стандартной раз-
гонки в кривую ИТК поправка Л/ определяется в зависимости от
объемных процентов отгонов, в то время, как при обратном пере-
счете— в зависимости от массовых процентов отгона.
Для керосина, топлива ТС-1 и дизельного топлива зимнего
0,0211% — 1,005
~ 0,00075%+0,0315
Температуры начала кипения и конца кипения связаны между
собой соотношениями
= 1,5^°ст— 118 = 0,78£осг + 57
xl.IA П. ,Гх * К .К 1
Для дизельного топлива летнего
0,023% — 0,982
= 0,012%+ 0,03
и температуры начала кипения связаны соотношением
ZhIK = 0,219^°ст+ 103,4
Для бензинов кривая ИТК до температур выкипания 105—
120 °C имеет ступенчатый характер и поэтому зависимость попра-
вок Д/ от х сложна, значения Д/ для различных бензинов (в % об.)
приведены в табл. 1.2.
Расчетные точки кривых ИТК по уравнению 1.7 совпадают с
экспериментальными кривыми с точностью ±2,5%, в то время как
аналогичные методы пересчета по Эдмистеру обеспечивают точ-
ность расчета в пределах ±7%. Кроме того, с помощью уравнения
1.7 можно кривые ИТК пересчитывать в кривые стандартной раз-
гонки.
Пример. Для исходных данных, приведенных в примере на стр. 26, требует-
ся рассчитать кривую ИТК.
Расчет. Пользуясь данными табл. 1.2, находим координаты кривой ИТК по
уравнению /и1к=/гост+Д/2; они равны:
Отгон, % (об.) t. °C Отгон. % (об.) t, °C
5 78—48=30 60 130—0=130
9 86—25=61 70 143+2=145
20 102—14=88 80 154+4,5=159,5
30 112—12=100 90 165+6=171
40 121-6 =115 95 177+5=182
50 129—3 =126
29
Расчетная кривая ИТК по полученным данным построена на рис. 1-10 (кри-
вая 4). Как видно из рисунка, она несколько расходится с расчетной кривой 2,
полученной по методу Эдмистера.
Определенный практический интерес представляют также гра-
фические методы пересчета, использующие преобразования коорди-
нат, выпрямляющие кривые стандартной разгонки и кривые ИТК,
например, с помощью вероятностной шкалы для доли отгона и
простой шкалы для температур кипения [14]'. Вероятностная шка-
ла строится согласно кривой накопления вероятностей стандартно-
го нормального распределения. Однако линейность кривых ИТК
между 10 и 90% отгонов в указанных координатах выполняется
только для легких нефтяных фракций, у которых температуры от-
гона 50% по ИТК и по стандартной разгонке практически совпа-
дают. В связи с этим для выпрямления кривых стандартной раз-
гонки и кривых ИТК предложено логарифмически-нормальное рас-
пределение [12] в логарифмически-вероятностной координатной
сетке. Логарифмический масштаб по оси абсцисс несколько «скра-
дывает» асимметричность кривых ИТК нефтяных фракций. В ука-
Таблица 1.2. Значения А/ для пересчета фракционного состава
бензинов (уравнение 1.7)
(Д/1 — для смеси стабильного бензина предварительной колонны и бензина атмосферной
колонны; Д<2— для бензина атмосферной колонны при получении компонента дизельного
топлива зимнего; Д/з— для бензина атмосферной колонны при получении топлива ТС-1;
Д/4 — для стабильного бензина предварительной колонны; Д?Б — Для суммарного стабильно-
го бензина обеих колонн)
Отгои при стандартной ГОСТ разгонке х , % (об.) АЦ Л/2 А^З А«4 А4>
2 —57 —. —
3 —— — — — —55
5 -52,5 —48 —50 —43 -42
7 —41,0 —24 — — —
9 —36,0 —25 — —30 —
10 — — —— — —40
12 —36,0 —23,5 —17 — —-
14 —36,0 —23 — — —
16 —13,5 — 17 — — —
18 — —— — —8 —
20 —14,5 —14 — — —20
25 — — 13 —— —10 —10
30 —16,6 — 12 —6,0 —8
35 — —9,5 — — —7
40 —3,0 —6 —4 —10 —7
45 — — —— —6
50 —4 —3 —2,5 —5 -3
60 —3,0 0 + 1 —3 0
70 +3,5 +2 +3 +3 +2
80 +3,5 +4,5 +3,5 +5 +4
90 +3,5 + 6 +5 +6 +4
95 +4,0 +5 +8 +5 +4
98 — +5 — — —
30
Рис. 1-11. Кривые ИТК (сплошные) и стан-
дартной разгонки (пунктирные) для нефтяных
фракций, выкипающих по ИТК в пределах:
1 — 118—212 °C; 2 — 182—308 °C; 3 — 276-362 °C.
занных координатах кривые ИТК
спрямляются от малых долей отгона
до больших для самых различных неф-
тяных фракций (рис. 1-11).
Для пересчета кривых стандартной
разгонки в кривые ИТК с помощью
указанного графика используют сле-
дующие уравнения:
зависимость между стандартным отклонением А(Г°СТ > Q °C и
температурами отгонов 16 и 84%.
Д/ГОСТ _ о,5 ( — /1б%)
(1.8)
и эмпирическое соотношение, устанавливающее связь между
стандартным отклонением указанных кривых
д/итк = !, 25Д/[ОСТ 4-5,25 (1.9)
Метод пересчета кривой стандартной разгонки в кривую ИТК
будет следующим. Вначале на координатную сетку наносят дан-
ные разгонки и проводят аппроксимирующую прямую. Затем оп-
ределяют температуры (бс%Т’ ^w%T и *16%Т , по уравнению 1.8 рас-
считывают стандартное отклонение Д([ост , а по уравнению (1.9) —
А/итк дЛя кривой ИТК- С помощью уравнений (1.3—1.5) или по
рис. 1-9 находят температуру ^о%ти далее температуры, отвечаю-
щие 84 и 16% отгонам:
/ИТК __ /ИТК . д/ИТК /ИТК __ /ИТК д /ИТК
'84% — ‘50% г Л‘ s 46% ~ ‘50% ~~ ^ls
Эти три точки с соответствующими абсциссами достаточны для
нанесения на том же графике прямой, аппроксимирующей резуль-
таты разгонки рассматриваемой фракции по ИТК. В дальнейшем
по точкам аппроксимирующей прямой может быть построена в
простых'координатах и вся кривая ИТК-
Пример. Построить кривую ИТК фракции 118—212 °C по данным стандарт-
ной разгонки (кривая стандартной разгонки изображена на рис. 1-10, кривая 5).
Расчет. Определяем характерные температуры кривой фракционной разгонки:
*5?%Т = 160 °C ^ост = 172 оС /ГОСТ = 149 оС
По уравнению (1.8) находим стандартное отклонение кривой фракционной
разгонки
д/гост = о,5 (172 — 149) = 11,5 °C
31
и по уравнению (1.9) — стандартное отклонение кривой ИТК
д^итк = 1,25-11,5 4-5,25= 19,6 °C
Далее вычисляем поправку Д/8С%
д/50% = 0,0515-160 — 4,8 = 3,4 °C
и, наконец, — координаты трех точек кривой ИТК
750% = 160 + 3,4 = 163,4 °C
= 163,4 + 19,6 = 183 °C
/ИТК = 163,4 - 19,6 = 143,8 °C
В логарифмически-вероятностных координатах х—t (см. рис. 1-11) через по-
лученные точки приводим прямую (1), на основе которой строим кривую ИТК
(рис. 1-10, кривая 6).
1.6. Дифференциальные и интегральные методы
представления фракционного состава нефтяных смесей
При расчете процессов перегонки и ректификации нефти и неф-
тяных фракций используют дифференциальные и интегральные
методы представления состава непрерывных смесей.
Дифференциальный метод, получивший наибольшее распрост-
ранение, предусматривает дискретизацию непрерывной смеси, т. е.
представление ее в виде смеси определенного числа узких фрак-
ций, каждая из которых идентифицируется как индивидуальный
компонент, обычно парафиновый углеводород, по средней темпе-
ратуре кипения и плотности узкой фракции [15].
При четком делении смеси рекомендуется принимать не менее
50 условных компонентов и при нечетком делении — от 10 до 15
компонентов [15]. Среднюю тем-
пературу кипения фракций или
условного компонента рекомен-
дуется определять по типу сту-
пенчатого интегрирования, исхо-
дя из равенства площадей треу-
гольников выше и ниже кривой
НТК (рис. 1-12).. Рекомендуется
также разбивка смеси на фрак-
ции по 5—10 °C независимо от
условий перегонки пли неравно-
Рис. 1-12. Типичные кривые ИТК нефти
и распределение плотности нефтяных
фракций.
32
Таблица 1.3. Дифференциальное представление состава нефти [16]
Компонент V или средняя температура кипения^фракции, Содержание компонента нлн фракции (отгон), %(об.) Молеку- лярная масса Компонент нлн средняя температура кипения фракции, °C Содержание компонента нлн фракций (отгон), %(об.) Молеку- лярная масса
Метан 0,01 16,04 215,6 39,78 169,60
Этан 0,14 30,07 232,3 42,86 181,74
Пропан 1,09 44,09 249 45,92 194,56
цзо-Бутан 1 1,54 58,12 265,7 48,98 208,01
к-Бутан 3,22 58,12 282,7 51,83 222,19
изо-Пентан 4,55 72,15 299,1 54,59 237,02
н-Пентан 6,13 72,15 315,5 57,34 252,51
55 9,79 83,52 332,2 60,09 268,62
82 12,58 95,60 348,9 62,84 285,63
98.7 15,67 102,76 365,6 65,60 303,76
115,4 18,76 110,55 390,5 71,00 332,85
132,1 22,31 118,23 423,9 76,00 372,42
148,8 26,15 127,58 457,2 80,65 412,15
165,0 30,00 137,03 490,5 83,91 455,08
182,2 33,26 147,26 523,9 87,17 501,81
198,9 ^6,52 158,12 582,2 665,5 733 92,86 97,23 100,00 572,90 616,06 611,70
1
мерная разбивка на более узкие фракции ближе к температурной
границе деления смеси. Для дискретно-непрерывной смеси услов-
ные компоненты, естественно, принимаются только для непрерыв-
ной се части.
Н.шримср, при расчете первичной перегонки нефти принимался состав сырой
нефти, предстипленпый и табл 1.3 [)(>| тшачнле легкие углеводороды до С5 вклю-
чи le.'ii.no, далее уелопиыс компоненты со средними температурами кипения у
фрикций с интервалом выкипания 17°C и затем фракции с интервалом темпера-
тур кипения около 30°C (всего 34 компонента), конец кипения нефти (733°C)
определялся экстраполяцией.
Дифференциальный метод представления состава непрерыв-
ных смесей используют при расчете процессов перегонки и ректи-
фикации нефти и нефтяных фракций с получением продуктов ши-
рокого фракционного состава, так как в этом случае сложный ха-
рактер нефтяных смесей не проявляется и можно считать, что не-
прерывная смесь представляет собой практически идеальный рас-
твор. Последующее уточнение характеристик смеси — учет влияния
углеводородного или группового состава и наличия азеотропных
смесей, очевидно, потребуется при дальнейшем повышении четко-
сти перегонки и ректификации, повышении глубины отбора продук-
тов, а также при выделении индивидуальных компонентов или
группы компонентов из узких нефтяных фракций.
В интегральном методе представления состава непрерывной
< меси последняя рассматривается в виде смеси континуума, содер-
жащей практически бесконечное число точечных компонентов, ха-
рактеризующихся своими температурами кипения по кривой ИТК.
3—1502 33
Рис. 1-13. Кривые интегрального метода представления состава непрерывных сме-
сей:
а — кривые вероятности t (кривые ИТК); б—кривые плотности вероятности i.
Поскольку кривая ИТК в координатах отгон — температура (х—
t) представляет собой типичную вероятностную кривую распреде-
ления случайных величин t, в качестве характеристики состава не-
прерывной смеси принимается кривая плотности вёроятности рас-
пределения t в координатах c(t)—t, где c(t)=dxldt (рис. 1-13).
Действительно, в этом случае содержание бесконечно малой мас-
сы вещества (индивидуального компонента смери континуума),
выкипающего в интервале температур от t до (t-^-dt) будет опре-
деляться выражением c(t)dt, так как
4-00
J с (t) dt = 1
—оо
Для характеристики состава непрерывных смесей вместо тем-
пературы в качестве аргумента распределения можно использовать
коэффициент относительной летучести а [17] или давление на-
сыщенного пара [18} компонента, т. е. величины, зависящие не-
посредственно от температуры. Характерной особенностью функ-
ций распределения с (а) является то, что они имеют максимум с
острым пиком, резко сдвинутым в сторону наиболее высококипя-
щих компонентов [17].
Кривые ИТК нефтяных фракций, состоящие из большого числа
точечных компонентов, описываются нормально-асимметрическим
распределением [19]. Для аналитического представления кривой
ИТК нефти и мазута предложено следующее уравнение [20]:
t
где х — отгон до заданной температуры /; а — объем «неучтенного» отгона, т. е.
объем компонентов, потерянных при дегазации и выветривании; /50% —темпера-
тура 50% отгона нефти, о — показатель, характеризующий широту фракционного
состава; t — температура кипения фракции, соответствующая отгону х.
34
Для аналитического выражения функций распределения с (а)
нефтяных смесей предложено также следующее уравнение [17]:
с (а) = А ехр [—В (1g а — fe)2]
Коэффициенты А, В, а, b и о определяются на основе экспе-
риментальных кривых распределения при помощи специальных
программ и методик. При надежных значениях экспериментальных
данных необходимо как минимум три экспериментальные точки
кривой ИТК.
Аналитические зависимости для кривых ИТК позволяют про-
водить вычисления отгонов до заданных температур, включая и
такие, которые при обычной лабораторной ректификации нельзя
получить без большого искажения результатов анализа. Кроме
того, по составу дегазированных нефтей, используя приведенные
уравнения, можно определить состав пластовой нефти, а также
состав и объем выделившихся при сепарации попутных нефтяных
газов.
1.7. Характеристики состава и свойства нефтей
В связи с внедрением в промышленности новых процессов пе-
реработки, а также изменением требований к ассортименту и ка-
честву нефтепродуктов предлагается пересмотреть программу ис-
следования нефтей с целью расширения и уточнения ее [21]. Рас-
ширенной программой исследования нефтей предусматривается
определение: кривых разгонки нефти, устанавливающих зависи-
мее и. выходи фракций от температуры кипения и определяющих
их Kii'iecino; давления насыщенных паров; содержания серы; ас-
фальтенов; смол силикагелевых; парафинов; кислотного числа;
коксуемости; зольности; элементного состава; основных эксплуа-
тационных свойств топливных фракций (бензинов, керосинов, ди-
зельного топлива); группового углеводородного состава узких бен-
зиновых фракций; выхода сырья для каталитического крекинга,
его состава и содержания в нем примесей, дезактивируюших ката-
лизатор; потенциального содержания дистиллятных и остаточных
масел; качества и выхода остатка.
Основными характеристиками качества нефтей являются кри-
вые разгонки (рис. 1-14), кривые ИТК и ОИ, плотности, молеку-
лярные массы, температуры застывания, температуры вспышки в
шкрытом тигле. Для получения кривых разгонки нефть подвергают
атмосферно-вакуумной ректификации на аппарате АРН-2 с отбо-
ром 3%-ных фракций, которые затем анализируют.
Потенциальное содержание дистиллятных и остаточных масел
в мазуте определяют делением его на фракции депарафинизацией
избирательными растворителями, деасфальтизацией, адсорбцион-
ной очисткой на силикагеле с последующим смешением получае-
мых фракций. Для остатков (гудрона) по кривым качества нахо-
3
35
дят глубину его отбора от нефти в зависимости от найденных
свойств остатка: пенетрации, температуры плавления, вязкости.
Для построения кривых качества остатков в глубоком вакууме от-
бирают ряд узких фракций до образования высококонцентриро-
ванного остатка. Последний анализируют по указанным выше по-
казателям, затем к нему прибавляют по одной, начиная с послед-
ней, масляные фракции и смесь снова анализируют. На основе
этих данных и строят кривые качества остатка.
Полные данные по характеристике состава и свойств нефтей
позволяют решать главные вопросы переработки: проводить сор-
тировку нефтей на базах смешения, определять варианты перера-
ботки нефти (топливный, топливно-масляный или нефтехимичес-
кий), выбирать схемы переработки, определять глубину отбора
топливных или масляных фракций от потенциала и выход отдель-
ных фракций (продуктов переработки). Отметим, что необходимая
глубина отбора топливных или масляных фракций от потенциала
определяется требуемым качеством остатка.
Отбором фракций от потенциала называется отношение массы
фракций, полученных на установке, к массе ее, содержащейся в
нефти. Следует иметь в виду, что выход фракций, найденный по
кривым разгонки, ближе к потенциальному отбору нежели к фак-
тическому на промышленной установке, поскольку четкость ректи-
фикации в промышленных аппаратах обычно отличается от чет-
кости ректификации на лабораторных установках.
Полные характеристики нефтей и нефтяных фракций, получае-
мых из нефти, приводятся в справочниках [23].
При выборе оптимальных вариантов сортировки и переработки
нефтей, а также для оперативной оценки показателей качества
нефтей наряду с графическими зависимостями из справочников
целесообразно использовать обобщенные аналитические зависимо-
сти. Поскольку главным критерием оценки нефти как сырья для
производства топлив и масел является
потенциальное содержание
в них топливных и высо-
кокипяших масляных
фракций, а также содер-
жание смолисто-асфаль-
теновых веществ, серы,
азота и металлов, приве-
дем некоторые уравне-
ния, определяющие эти
показатели.
Для определения вы-
хода легких фракций до
ч
0,900
0,650
0,800
0,750
0,100
0,650
4 j-"1 с
-350
' -300
1-250
-200
-150
100
50
СП
9.
ннОс
бзасг, 6
20
О
20
60
60
35
30 1
25 ~
20 -
15
-\10 -
5
О .
О 20 60 60 80
Выхов на нефть, 7°(масс)
Рис. 1-14. Кривые разгонки ти-
повой нефти месторождений
Западной Сибири [22].
36
Рис. 1-15. Зависимость выхода светлых фрак-
ций, выкипающих до 350 и 450 °C, нефтей По-
волжья, Урала и Западной Сибири от плотно-
сти нефти.
200 и 300 °C (В2оо и Взоо, % масс.) из различных нефтей можно вос-
пользоваться корреляционной связью между выходом и плотно-
стью нефти [24]:
В200 = 294 - 31 Зр? В300 = 313 - 311
Приведенные зависимости показывают, что для фракционного со-
става нефтепродуктов решающее влияние оказывает плотность
нефти.
Определенный практический интерес представляют также гра-
фические зависимости между выходом дистиллятов до 350 и
450 °C и плотностью нефти [25],, изображенные на рис. 1-15.
Суммарный выход из нефти дистиллятных и остаточных базо-
вых масел (Вм> % масс, в пересчете на остаток) с индексом вяз-
кости 85 может быть вычислен по суммарному содержанию в неф-
ти смолисто-асфальтеновых веществ и парафинов [26]:
Вм = 55,6 — 1,14 (ССАП -30)
где Сслп—содержание смолисто-асфальтеновых веществ и парафинов в нефти,
в пересчете на остаток, % (масс.).
Содержание в нефтях смолисто-асфальтеновых веществ Сса и
парафинов Сп можно рассчитать в зависимости от коксуемости
(К), плотности и температуры застывания нефти [27]:
Сса = —165-}-210р*> К = —43,44 +54,9р1"
Сса= 1.36 + 3,1К Сп = 4,95 + 0,69/заст
где Сса, Сп, К — в % (масс.).
Потенциальное содержание (ПС, в % масс.), высокоиндексных
масел в нефтяных дистиллятах можно рассчитать на основе пока-
зателя преломления п™ и индекса вязкости ИВ при помощи сле-
дующих соотношений [28]:
' для фракций 400—450 °C
ПС100 = 1026,8 — 645,—0.23ИВ
ПСВ5 = 1170,4 — 747,1Пр — 0.42ИВ
ПСоО = 1066,8 — 680,9пд — 0.55ИВ
для фракций 450—500 °C
ПСМ = 711,6 — 444,2п“ + 0.43ИВ
37
Рис. 1-16. Зависимость содержания металлов, смол, асфальтенов и азота (а),
плотности н вязкости нефти (б) от содержания серы в нефтях Поволжья, Урала,
и Западной Сибири.
ПСВО = 777,7 — 492,-|- 0.61ИВ
ПС86 = 606,5 - 374пд + 0.56ИВ
В этих уравнениях индекс при ПС обозначает ИВ конечных
масляных фракций.
Статистический анализ значимости коэффициентов и адекват-
ность уравнений проверялся с доверительной вероятностью 0,98.
Для многих нефтей наблюдается взаимозависимость между со-
держанием серы (Cs), азота (Cn2), асфальтенов и смол (Сеса) тя-
желых металлов (ванадия и никеля Cv+ni) и рядом физико-хими-
ческих свойств — плотностью, вязкостью и молекулярной массой
(рис. 1-16) [25],.
Отметим, что до 45% ванадия сосредоточивается в смолах и ас-
фальтенах (в последних — в большей мере) [29].
1.8. Расчет физико-химических свойств
нефтяных фракций и углеводородных газов
Важную роль при расчете процессов перегонки и ректифика-
ции нефтей и нефтяных фракций играют данные по физико-хими-
ческим и термодинамическим свойствам нефтяных смесей, такие
как плотность, молекулярная масса, давление насыщенных паров,
летучесть и энтальпия.
Плотность нефтяных фракций с высокой точностью может быть
рассчитана в зависимости от плотности нефти (р’0 )н и соответст-
вующего отгона этой фракции [25]; в частности, для дистиллят-
ных фракций имеем:
Р^ = (Й°)В (0.58 + 0,123/^)
где Хер — отгон от нефти (включая компоненты Ci—Cs) до средней температуры
кипения, % (масс.).
38
Для остатков перегонки нефти
[/ х \0,8
1 + 0,204
где х — отгон дистиллятов для получения заданного остатка, % (масс.).
Для пересчета плотности нефтяных фракций и нефтепродуктов
с одной температуры на другую пользуются следующим уравне-
нием (по ГОСТ 3900—47)
Pt = Р4° — У 0 — 20)
где у = 0,001828 — 0,00132Р4°.
Последнее уравнение не учитывает влияния углеводородного
состава нефти и нефтепродуктов на коэффициент у. В связи с этим
в работах [30] предложена новая зависимость
у = 5,6-10* (р*° + (р!0)-1*08
\ ‘кип /
где /кжп — средняя температура кипения, °C.
Молекулярная масса нефтяных фракций, богатых парафиновы-
ми углеводородами, обычно определяется по уравнению Войнова
Л4 = 60 ± 0,3/кип ± 0,001/®ип
или по уточненному уравнению Войнова
М (7/6 — 21,5) + (0,76 - 0,0476) /кип + (0,0003/6 — 0,00245) /®нп
где /паи — срсдиемолытя температура кипения, °C; /(— характеризующий фак-
|<>|>
Для определения молекулярной массы нефтепродуктов различ-
ного происхождения, выкипающих в широком интервале темпера-
тур (от 77 до 449°C), и индивидуальных углеводородов в работе
[31] предлагается следующее уравнение, обеспечивающее высо-
кую точность расчета (максимальная ошибка ±4,5%, средняя
ошибка ±2,4%):
lg М = 1,9914 ± 0,001 94/кип ± 1g (п“ - р*°)
где /пип — температура кипения углеводорода (или для нефтяных фракций сред-
няя температура кипения), °C; —показатель преломления.
Следует также отметить ряд уравнений, уточняющих значения
молекулярных масс нефтей и нефтяных смесей конкретных место-
рождений. Например, для нефтей Поволжья, Урала и Западной
Сибири и для их фракций [26]
1g (Л4± 100) = 2,2 ± 0,0011/кип
пли
100/Л4 = 2,04/р4° — 1,95
где /кнп = ( /10% + 2/50„/о ± z90%)/4
39
для нефтей Западной Сибири [32]
М = —1169+ 1661р£°
и для высокосернистой арланской нефти и ее фракций [33]:
М = (160 — 5К) — 0,075/кнп + 0,000156К^п
где (кжп — средняя температура кипения фракций, °C; К — характеризующий фак-
тор.
Последнее уравнение обеспечивает высокую точность расчета
± 1 % и рекомендуется также для определения молекулярных масс
сернистых нефтей.
Давление насыщенных паров углеводородов и нефтяных фрак-
ций (Р, МПа) обычно рассчитывают по уравнению Ашворта:
lgP.= 2,68[l-/(7)/f(70)]-l
f (Г) = 1250/(/72 + 108 000 — 307,б) — 1
где Т — температура, соответствующая этому давлению, К; То — температура
кипения при 0,1 МПа, К.
Широко применяют также график Кокса (рис. 1-17) и номо-
граммы UOP (см. рис. 1-7). Но поскольку номограммы мало при-
годны для выполнения массовых расчетов и в том числе с приме-
нением ЭВМ, следует рассмотреть также и аналитические зависи-
мости, описывающие номограммы. Такие зависимости получены в
работе [34].
Рис. 1-17. График Кокса для определения давления насыщенных паров парафино-
вых углеводородов.
40
Для номограммы UOP
Pl = 133 exp [9,245 — 0,0802 /(У-(- 10)3— б|
здесь 5 = 0,1 exp (7,353 y/V—16,47)
У = 18 {[/" (i2) - f (4)1 + Г УгН (4)}//'(4)
f (4) = 31,4 — 34,2ехр (—0,002644)
Г (4) = 0,091 (4/100)® + 8,74
f" (t2) = —0,1138 ра/100)2 4-3,583 (t2/\00) — 0,586
Номограмма UOP составлена для вычисления давления насы-
щенных паров в интервале 1,3—1,07-105 Па для фракций с тем-
пературой кипения 160—650 °C и в интервале температур 40—
370 °C. Среднее отклонение расчета по уравнению составляет
+ 1,5%, максимальное +4%.
Для номограммы Билла
Pt = 133 exp [2,3 (А — ВУ0)]
0,13444 — 0,0984 -|- 14,28
ЗДеСЬ У" ~ 0,020654 — 0,00944/2 4-4,6
А = 4,447 и 6 = 0,523 при У0<0,6
Л = 4,6562 и 6 = 0,401 при У„>10
Л = 4,255 и 6 = 0,423 при 0,6<У0<10
Номограмма Билла составлена для вычисления давления на-
сыщенных паров в интервале от 1,33 Па до 13 МПа углеводоро-
дов и узких нефтяных фракций с температурой кипения от 100 до
1000 °C в интервале изменения температур системы от 100 до
500°C. Средняя относительная погрешность уравнений равна
±2%, максимальная ±5%.
Для номограммы Максвелла
Р, = Ю’ ехр (О,7944Уо)
здесь
, ю.41/(4)-/(4)1 , ,, .
°~ 31,6-/(4)
374
/(4)- 4 + 273,2
374
HQ — 4 + 273,2
В приведенных выше уравнениях Pi — в Па; 4 — температура
системы и 4 — среднемольная температура кипения фракции, °C.
Номограмма Максвелла составлена- для вычисления давления
насыщенных паров углеводородов и узких нефтяных фракций от
0,001 до 100 МПа с температурой кипения от 0 до 800°С. Исследо-
41
вания показали надежность применения приведенных зависимо-
стей в самых различных условиях перегонки и ректификации неф-
тяных смесей.
Приведем еще уравнение для определения давления насыщен-
ных паров углеводородов разных классов и групп [35], обеспечи-
вающее высокую точность расчета при средней относительной
ошибке ±4,5% в широком интервале температур и давлений
вплоть до критических условий:
1g (Л7Р0) = -16,188 ± 32,124 (Т/Ткип) - 20,704 (7’/7’Кип)2 + 4,763 (7/7кип)3
где Pi — давление насыщенного пара при температуре t, МПа; Ро и /Кип — атмо-
сферное давление и соответствующая ему температура кипений, МПа и °C.
Для давления насыщенных паров нормальных парафиновых уг-
леводородов предложено следующее уравнение:
9/5^ + 414 / 1 1 \
1g (Л/Л)) ~ 0,3091 — 0,0001165 (9/5/кип + 414) \ 9/5/кип ± 414 ~ 9/5/ ± 414 /
По последнему уравнению составлена номограмма, показанная
на рис. 1-18.
Летучесть является важнейшим физико-химическим свойством
компонентов смеси, определяющим процессы перегонки и ректифи-
кации смесей. Количественной характеристикой летучести компо-
нентов являются константы фазового равновесия.
Исследования процессов перегонки
и ректификации нефтяных смесей пока-
зывают, что среди различных физико-
химических и термодинамических свой-
ств наиболее сильное влияние на разде-
ление оказывают константы фазового
равновесия компонентов смеси. В ряде
случаев, например, при четкой ректифи-
кации бензиновых фракций, относитель-
ная ошибка в расчете констант фазово-
го равновесия компонентов до 20—30%
приводит к изменению требуемого флег-
мового числа в 1,5—2 раза [36], а при
низкотемпературном разделении природ-
ных газов ошибка в 4,5% требует уве-
личения числа теоретических тарелок
на 10% и орошения на 5%, ошибка же
в 15%> приводит к снижению произво-
дительности на 2,4% [37]. Поэтому рас-
чету констант фазового равновесия ком-
понентов должно уделяться самое серь-
езное внимание.
Нефть и нефтяные фракции в
зависимости от условий перегон-
ки и ректификации характеризу-
Рис. 1-18. Номограмма для расчета дав-
ления насыщенных паров парафиновых
углеводородов.
42
ются различной степенью «неидеальности». Так, при разделении
нефти на широкие или узкие фракции, выкипающие в достаточно
широких пределах температур (например, 10—20 °C), непрерывная
смесь ведет себя как идеальный раствор, так как входящие в ее
состав азеотропообразующие компоненты не оказывают сильного
влияния на летучесть получаемых фракций. В то же время при
выделении более узких фракций, в пределах нескольких градусов
или при получении индивидуальных углеводородов из нефтяных
смесей, в полной мере проявляется вся сложность и «неидеаль-
ность» поведения нефтяных смесей. Поэтому при выполнении рас-
четов перегонки и ректификации нефтяных смесей на фракции ши-
рокого и сравнительно узкого фракционного состава без большой
погрешности константы фазового равновесия псевдокомпонентов
можно определять по законам идеальных газов как отношение
давления насыщенных паров Pt к общему давлению в системе Р:
ki^Pi-.P
Для процессов однократного испарения нефтяных смесей зна-
чения Pi рекомендуется определять по уравнению Ашворта, а для
процессов ректификации — по номограмме Максвелла [36]. Для
нефтей и нефтяных фракций константы фазового равновесия опре-
деляют обычно по номограммам Винна и Хеддена. Учитывая ши-
рокое применение ЭВМ для выполнения расчетов перегонки и рек-
тификации, вместо этих номограмм целесообразно использовать
соответствующие аналитические зависимости [34]. Так, для номо-
граммы Винна уравнения составлены для вычисления констант
фазового равновесия парафиновых и олефиновых углеводородов
и узких нефтяных фракций (без учета давления сходимости) в ин-
тервале температур 22—427 °C и давлений 0,07—2,0 МПа:
t Уо — 140,02
ki~ ехР 24,103
= 10F, 4
(F2- IOFj) х1-10
Юх! +46,5
здесь
Fi = [180P + 30,71 — 1<3,2-1O4P2+ 116,7P-566,38] X
X exp {[0.0726P — 0,01635 + /0,175P — (0.225P — 0,107)2] In /J X
X exp {[—0,0003? — 0,00023 —
— V0,125- IO-6 p _ (0,697-10-3 P — 0,318-IO'3)] +
+ {0,26/[0,055(^ —43)2+ 1] + 0,36/(0,007 (^ — 80)2 + 1]} P—
— 0,23 In 10P/[ch 0,012 (/j — 300)]
Xi = exp {(3,092 — 0,14274 In ЮР — 0.0657P) — [exp (—1,228 —
— 0,13276 In ЮР — 0.0613P)] In — (0,2-10-6 P3— 0,16- 10~3P2 +
+ 0.0007292P + 0,045302)-/J — (0,07/? — 12^ + 60)//?
43
Уд для узких нефтяных фракций
У, = — 11,24/а + 7241,5 —
— /(—11,24/, 4- 7241,5)а — 3,666/? + 17 560/, — 1 621 900
У2 для углеводородов
У, = —1,3945/а — 30,477 +
+ У (—1.3945/, — 30,477)2 — 2,3697/? — 34,293/, + 20 239
где /1 — температура системы, °C; /2 — температура кипения углеводорода или
средняя температура кипения узкой нефтяной фракции при атмосферном давле-
нии, °C; Р— давление системы, МПа. Точность номограммы Винна по отношению
к экспериментальным данным составляет в среднем ±8,5%, при максимальном от-
клонении ±20%.
Для номограммы Хеддена составлены два алгоритма. Первый
предназначен для вычисления констант фазового равновесия пара-
финовых и олефиновых углеводородов и узких нефтяных фракций
со средней температурой кипения до 593 °C в интервале темпера-
тур 260—537°C и давлений 0,0352—7,03 МПа:
kt =0,001 ехр(0,433Уо)
у 20,4[Н/1)-/(Л/а)1
Y°~ /(У~ 2(М +
здесь
ИЛ /а)=-(-^з---+Г(Р)
/ (/2) = 0,0114/, + 0,35
/(/,) = 0,0162/,-1,1
/(/,)= 0,0138/,+ 0,1
/(/j) =374,05 —60,61 In/i
/(/J = 275 — 43,86 In /j
f’(P) = 27,9 — 2,51 InlOP
f" (P) = 1,13 InlOP—19,07
при /,<315 °C
при 315 </,<460 °C
при /, > 460 °C
при /х < 390 °C
при /1 > 390 °C
Второй алгоритм к номограмме Хеддена составлен для вы-
числения констант фазового равновесия парафиновых и олефино-
вых углеводородов (до декана включительно) в интервале темпе-
ратур от —17,8 до 260°С и давлений от 0,07 до 14,06 МПа:
= 0,001 exp (О,О594Уо)
здесь
136 [/(.Р, /а) —/(/t)J +/(/,) /(/8)
/(*«)
,(Л,,)=щу±№<±±<а+,1(Р)
57,5
(Р) =ехр [4,33 — 0,11988 In ЮР — 0.03PJ
/, (Р) = ехр [5,31 — 0,079074 In ЮР — 0.007Р]
(/,) = (0,105/j + 380) — У (0,105/j + 380)2 — 1,33/? + 789/j — 117 650
/,(/)= 105-0,17/,
44
Обозначения принятых величин в данных уравнениях такие же,
как и для приведенных выше уравнений по номограмме Винна.
В работе [38] константы фазового равновесия узких нефтяных
фракций, снятые с номограмм Винна и Хеддена, были представ-
лены в виде следующих зависимостей
fe = fe<e+i)/fe0
причем константы фазового равновесия для гептана kr и этана k9
соответственно, вычислены в зависимости от температуры t (°C) и
давления системы Р (МПа) по уравнению:
1пь_о । -Pi д« Л , КЧ «в , Д7 Да \
— а0 Т t + /2 + /3 + I Р Т р2 I (Р I ftp ~Г f3p I
Ниже приведены коэффициенты указанной зависимости:
Для этана Для гептана
flo +1,750 +2,708
+3,608-Юз —6,377-103
a2 —6,260-104 +4.032-103
a. +2,702-10е +8,807-10»
at +4,750 +4,782
at, —2,156 —2,198
as —1,368-102 —1,723-102
a? +2,192-104 +2,328-Ю4
as +1,060-10» -8,993-10»
Показатель степени фугитивности нефтяных фракций опреде-
ляется в зависимости от средней температуры кипения узких неф-
тяных фракций 7кип (К) по уравнению
Р = — О,723 + 0,692 IO-» 7КИП — 0,291 • 10-» Г* + 0,263-10~’ Т*
Данное уравнение справедливо для рабочих условий /=32—
427°С и Р=0,1—1,0 МПа и с точностью ±7% описывает графи-
ческий и табличный материал соответствующих первоисточников
Значения констант легких углеводородов от метана и выше, а
также для азота и гелия могут быть найдены из соотношения [40]:
kt ~ 4>il^
причем коэффициенты фугитивности пара и жидкости фУ и tpf- вы-
числяют по уравнениям:
1 btm 1 , , m \ bidm
ln <₽* = b(z — m) - In (г - m) - di in 1 + — j —Цг + т)
m = Pb/RT 6 •= У]
i
4=2 diNf = 0,08677?Ткр.г/РкрЛ
t
di = Ai + Bf 1(Ткр.г/П - 1] + [(Гкрл/Т) - Ip
45
Коэффициент сжимаемости z определяют из уравнения состоя-
ния Ре'длиха — Квонга:
z3 — z2 — («г2 -f- т — dm) — dm2 — О
В приведенных уравнениях N’i— число мольных долей компонентов в смеси
для паровой фазы yi и для жидкой фазы х<; TKp.i и PKp.i—критические температу-
ра и давление компонентов; значения коэффициентов Ai, Bi и Ci для азота и угле-
водородов приведены в табл. 1.4 и 1.5. При содержании азота в смеси с природ-
ным газом с большим содержанием метана можно принять d^2=d^.
Энтальпию нефтяных смесей рассчитывают обычно по уравне-
ниям Крэга, Уэйра и Итена или по номограмме Джонсона и Грей-
сона [41]. В работе [42] для последней номограммы получены
аналитические зависимости, которые и приведены ниже.
Энтальпия жидких нефтепродуктов при 0,1 МПа, характери-
зующем факторе К=12 и при температурах t до 510°С опреде-
ляется уравнением:
h°t = (4, 187/Ир!°) (0,3886/ + 0.00045/2)
Таблица 1.4. Коэффициенты A,-, Bit Ct для азота
Определяемая функция Ai Bi ci Примечания
“й: 4,934 7,66 1,95 —
^2 4,260 6,35 —2,37 При /<—20 °C
2,260 3,50 0 При t>—20 °C
2,960 5,38 1,33 —
2,030 3,14 0 В смеси с пропаном
1,790 2,71 0 В смеси с изобутаном
1,300 2,10 0 В смеси с «-бутаном
4,934 8,00 1,50 При />—82,5 °C
dct 4,934 7,40 0 При /<—82,5 °C
Таблица 1.5. Коэффициеты А,-, В,-, С4 для углеводородов
Компоненты Ai Bi ci
с. 4,934 8,00 1,5
с2 4,934 8,30 0
С3 4,934 8,82 0
изо-С 4 4,934 9,30 0
н-С4 4,934 9,35 0
46
Энтальпия нефтяных паров в тех же условиях описывается за-
висимостью:
H°t = 4,187 1(139 - 62,92р2®) + (0,4576 — 0,143р|°) t +
+ (0,000503 — 0,0060572р.20) i2 — 35 (1 — pF)3]
Для характеризующего фактора
й* = ft? (0.055К Н- 0,34)
Ht = H°t — Д/7
Дй = 4,187 [(—0,075ft 4-0,888) / -[-(13,7К — 163)]
При давлении выше атмосферного в значение энтальпии па-
ров вносят поправку Д/Д в зависимости от р®0 и Д’:
Д// -= Hnt — Д/7 - \НР
ЬНр = exp [(X — 6,97 — 24,5) (0,6077 — 0,116)]
где
X = [ехр (—3,62 In pF — 0,774)] Y
у = [exp (—5,7 In ft 4- 11)] H°t
В приведенных выше уравнениях t — среднемольная температура кипения
нефтяной фракции (для 10—20°C фракций — среднеарифметическая), °C.
Сравнение энтальпий, вычисленных по данным уравнениям со
значениями, найденными по номограммахм [41], показывает доста-
точно высокую точность их определения; относительная погреш-
ность не превышает ±1%.
На основе номограммы Джонсона и Грейсона в работе [38]
были получены следующие расчетные выражения для энтальпий
жидкости и пара:
h = 4,187 [(0,3897/ 4- 0,0004638/2)Д/'рП [0,3265 + (0,4515/р) /7/273,16 + 1]
Н = 4,187 [239,74/р — 68,17/р2 —
— (а + yf а2 — 0,001408h sin2 а)/0,000704 sin2 а]
а = 0,421 sin а -у 0,000352 (/ — 229) sin 2а — cos а
ft = (t — 229) [0,421 cos а + sin а + 0,000352 (t — 229) cos2 а]
Угол а (в радианах) находят в зависимости от характеризующе-
го фактора К (9,97^ 10,3) по формуле
а = —1,273 + 0,1789К — 0,00552ft2
Если 9,97<[ Д< 10,3, то величину а следует принимать равной
ближайшему граничному значению.
В приведенных уравнениях может быть использована относительная плот-
ность при 20 или 15 °C р2° или pjf.
U работе [38] сообщается, что относительная ошибка при рас-
чете энтальпий по этим уравнениям меньше, чем по любым другим
и шестпым уравнениям, графикам или таблицам.
47
Значения избыточной энтальпии Д/7 (кДж/кг) для легких уг-
леводородов в широком интервале изменения температур и дав-
ления системы (от —80 °C до +70 °C и Р=1—10 МПа) могут быть
вычислены из следующего уравнения [40]:
Д/7 = RT (г - 1) - R + 2Q (Ткр„-/Т - 1)1 TKp.J In (1 + tn/z}
t
где m — коэффициент в уравнении состояния Редлиха — Квонга; R — универсаль-
ная газовая постоянная; М — число мольных долей компонентов в смеси у, или хс,
TKp.i — критические температуры i-го компонента; коэффициенты В, и С« приведе-
ны в табл. 1.4 и 1.5; z — коэффициент сжимаемости.
1.9. Обобщение опытных данных по эксплуатационным
свойствам нефтяных фракций и нефтепродуктов
Для определения эксплуатационных свойств нефтепродуктов
используют экспериментальные методы, которые в большинстве
случаев являются трудоемкими и дорогостоящими. В связи с этим
целесообразно применение расчетных методов, позволяющих зна-
чительно быстрее и дешевле определять основные показатели ка-
чества получаемых фракций и использовать их для целей опера-
тивного контроля и управления технологическими процессами.
Эксплуатационные свойства нефтепродуктов определяются со-
ответствующими стандартами по многим показателям. В то же
время опыт переработки нефти показывает, что отдельные показа-
тели качества нефтяных фракций с достаточной полнотой харак-
теризуют и остальные эксплуатационные свойства нефтепродуктов.
Так, наиболее важными показателями качества дистиллятных
фракций или определяющими характеристиками, используемыми
в первую очередь для контроля качества продукции или перера-
ботки нефти, являются:
для бензинов—температуры начала и конца кипения, октано-
вое число (ОЧ);
для керосинов — температура начала кристаллизации, вязкость
и высота некоптящего пламени;
для дизельного топлива — температуры вспышки и застывания,
вязкости и цетановое число (ЦЧ);
для масляных фракций — температура вспышки, вязкость и ин-
декс вязкости (ИВ);
для широких масляных фракций —коксуемость остатка.
Рассмотрим некоторые аналитические зависимости для опре-
деления указанных показателей качества нефтепродуктов. Наи-
больший интерес, естественно, представляют обобщенные зависи-
мости, использующие для оценки эксплуатационных свойств кос-
венные показатели и, в частности, физико-химические свойства
нефтяных фракций — плотность, среднемольную температуру кипе-
ния и т. д.
48
Октановое число бензинов. Для определения октанового числа
(по моторному методу) прямогонных бензинов фракции н. к.—
200 °C получено уравнёние [43]:
04 = —140 4- 246,9$°
Для бензинов с 04 больше 62 рекомендуется уравнение, по ко-
торому 04 определяется в зависимости от плотности бензина и
температуры выкипания 10 и 90% (Ло% и Л>о%) [44]:
04 = 1020,7 — 64,84 [4 (1g 141,5/р}| — 131,5) +
+ 2 1g (9/5/1П + 32) + 1,3 1g (9/5f90% + 32)J
Для бензинов прямой гонки, термического крекинга, термичес-
кого риформинга, а также для бензинов, у которых = ?а.т-г-
-j-2Za.T (где fa.T — анилиновая точка, °C) можно воспользоваться
одним из следующих уравнений [45]
04 = 100 - ,к + <а.т)/«к.к 1/аГ0СТ + 6 - агост
где б коэффициент испаряемости бензинов, равный б== (/10% +<5о%+/ео%)/100;
А — наклон кривой разгонки бензина, равный агост=/в0% —/10%/80.
Последнее уравнение справедливо при /к.кДю% •агост> 1,9; если
агост <1,9, можно воспользоваться уравнением
04 = [100 (fK.K + i„) /к.к/ЮРр?б/7~1 (Pi0 +
+ $°агост + /к.к/ЮР + $«багост)
Высота некоптящего пламени (Нп.п, мм) различных керосино-
вых дистиллятов может быть определена по уравнению [46]:
Ян.п = 63,4 — 0,855СА — 0,416СЦА
|де Сд — общее содержание ароматических углеводородов, % (об.); СцА—общее
содержание циклоалканов, % (об.).
Для определения высоты некоптящего пламени (Ня.п, мм) ре-
активных топлив и керосинов предлагается также уравнение [47]:
Нк.л = 21,5 — 165 (р^° — 0,81) 4-1260 (р|° — 0,81)2
Температура вспышки 4сп. В работе |48] получены следующие
1ПНИСИМОСТИ для определения температуры вспышки в интервале
di 20 до 300°C по ГОСТ 6356—75 для дистиллятов и по ГОСТ
1333—48 для остатков (0,765^р4° 1,0) перегонки сернистых и
пысокосернистых нефтей:
/вот = ЗЮр^о — 291 + 0,635/и.к + ехр (—6,125 In /н к + 31,125)
1лг /[’{^ — температура выкипания 1,5% нефтепродукта по ИТК, °C.
4 1502
49
Для топлива ТС-1 получены следующие аналитические зависи-
мости температур выкипания фракций при стандартной разгонке
от плотности, вязкости и температуры вспышки [49]:
/и.к = 28,401 + 89,35йР4° + 7,619v20 + 0,844/всп
zio% = 46,222 + 79,819pi° + 15,13v20 + 0,765/ЕСП
/50% = 117,14 + 313,23Р4° -J- 36,253v20 + 0,097/всп
/90% = —352 >1 + 658,992р|® + 46,519v20 — 0,355^
/98% = —352,13 + 701,424(^0 + 31,544v20 — 0,315/всп
где т20—вязкость при 20 °C, мм2/с; /осп — температура вспышки в закрытом тиг-
ле, °C.
Для определения температуры вспышки дизельных топлив мо-
гут быть использованы такие косвенные показатели, как, напри-
мер, плотность (р4°) и вязкость (V50, мм2/с). Для дизельного топ-
лива с содержанием серы до 0,5% (масс.) уравнения регрессии
имеют вид [50]:
/всп = 117,012р|о — 53,944
^всп = 24,915v60 — 7,637
/всп = 235,2419р*° -f- 10,C623vBO— 167,963
Температура вспышки масляных дистиллятов в закрытом тиг-
ле может быть вычислена по уравнению [51]:
/всп = 9>72/ср. (о-io) —37
где /Ср.(о-io)=0,5(/b.b+/io %) /и.к и /ю%—температуры начала кипения и выки-
пания 10% отбора по ИТК, °C.
Последнее уравнение обеспечивает определение температуры
вспышки с точностью ±4 °C, определяемой параллельными анали-
тическими замерами по ГОСТ 6356—54.
Температура застывания 1заст (°C) дизельных топлив, газойлей
и керосинов (для последних — температура кристаллизации) вяз-
костью V50 от 1 до 30 мм2/с можно найти по уравнению, предло-
женному в работе [48]:
—4,254 (In v60)2 + 48,337 In v60 — 59,5
Сает “ 1 +0,184 In V8B
Для вычисления vs0 используется приведенное далее уравнение
зависимости v50 от р^0.
Цетановые числа дизельных топлив ЦЧ по данным разных ав-
торов рекомендуется определять в зависимости от плотности фрак-
ций по уравнениям, приведенным ниже:
Фракции, °C
150—350
200—350
240—350
По данным [43]
ЦЧ= 263—254 р?°
ЦЧ=305,2—297,5 р!°
ЦЧ=368,3—367,4 р?°
По данным [47]
ЦЧ=52—324(р1°—0,83)
ЦЧ=51,4—378 (р^ °—0,85)
50
Вязкость. В результате детальных исследований было установ-
лено, что кинематическая вязкость нефтяных смесей однозначно
определяется средней температурой кипения фракций. Из много-
численных эмпирических формул наиболее приемлемой для расче-
та вязкости является формула Вальтера. Использование ее позво-
лило получить достаточно надежные зависимости для определе-
ния вязкости узких нефтяных фракций [25]:
lg lg (v+ 0,8) = 2,96 (3,696- lgT)(l -Нкип/100)-4,763
где v — вязкость при заданной температуре, ммг/с; /кип — средняя температура
кипения узких фракций, °C; 7 — температура, К.
Для определения вязкости остатков перегонки нефти получено
уравнение
lg lg (vt + 0,8) = lg lg (vto + 0,8) + 3,51 lg (t0 + 273)/(l + 273) + x/100
где Vt — вязкость при температуре t и f0, мм2/с; x — доля отгона, необходимая
для получения данной массы остатка, % (масс.).
В работе [48] получены следующие зависимости для расчета
вязкости продуктов атмосферной перегонки сернистых и высоко-
сернистых нефтей:
для расчета вязкости керосина, дизельного топлива и газойлей
(р20 =0,77—0,90)
In In (v20 + 0,5) = 14,83р*> — 12,035
In ln(vBO + 0,35) = 17,25p4° — 14,535
для расчета условной вязкости по ГОСТ 6258—52 прямогон-
ных остатков нефти (р24° =0,87—1,00)
In 1п(ВУ8О + 0,5) = 18,056pf°— 16,56 + ехр (134,0035— 138,184)
In In(ВУ100 + 0,3) = 19,662р*° — 18,456 + exp (116,590р1° — 120,878)
Для расчета условной вязкости остатков атмосферной колонны
(р*° =0,94—0,99) могут быть использованы более точные и про-
стые уравнения:
1пВУ80 = 37,82р4° — 34,06
1пВУ100 = 33,68р4° —30,81
В приведенных уравнениях v2o и т5о— вязкость при 20 и 50 °C соответственно,
мм2/с; ВУ8о, ВУюо — условная вязкость при 80 и 100°C.
1.10. Термическая стабильность топливных
и масляных фракций
Перегонка и ректификация нефтяных смесей, как известно, дол-
жны проводиться без заметного изменения химического состава
сырья. В то же время большинство органических и металлоргани-
ческих соединений нефти являются термически нестойкими и под-
вергаются при определенной температуре реакциям крекинга, по-
лимеризации, циклизации и другим превращениям с образованием
4‘
51
ненасыщенных углеводородов и уплотненных соединений. Наиме-
нее стойкими к воздействию температуры являются парафиновые
углеводороды, особенно с увеличенным числом атомов углерода в
молекуле; труднее разлагаются нафтеновые и, наконец, аромати-
ческие углеводороды. Чем больше и сложнее молекула, тем при
меньших температурах происходит ее разложение.
Воздействие высоких температур на топливные и масляные
фракции приводит к снижению их эксплуатационных свойств:, по-
нижению температуры вспышки, снижению вязкости, ухудшению
цвета, уменьшению стабильности топлив и масел к окислению.
В связи с этим очень важным является определение термической
стабильности нефтяных смесей. Термическая стабильность фрак-
ций зависит в основном от температуры и времени нагрева. Оче-
видно, чем выше температура и больше время нагрева, соответст-
вующие заданной степени разложения сырья, тем большей ста-
бильностью обладает вещество. Для количественной оценки тер-
мической стабильности веществ предлагается использовать индекс
стабильности, определяемый выражением [52]
/ = lg(0,754P /т)
в котором вместо температуры нагрева принята пропорциональная
ей величина — давление насыщенного пара (Р, гПа), т. е. давление
перегонки. Влияние времени нагрева (т, мин) определено на осно-
ве анализа экспериментальных данных по термическому разложе-
нию конкретного продукта.
Индекс стабильности изменяется в пределах от минус 2 до плюс 12, меиьшие
цифры соответствуют меиее стабильному соединению и наоборот. Например, низ-
кой термической стабильностью обладает стирол. Опытами установлено, что 0,1%
стирола полимеризуется при 70 °C (Р=81 гПа) и т=29,2 мин; его индекс ста-
бильности равен:
/ = IgO,754-81 +0,51g 29,2 = 2,5
Примерно аналогичные индексы стабильности имеют узкие нефтяные масля-
ные фракции.
Термическая стабильность реактивных топлив PT, ТС-1, Т-8В и
Т-6 изучалась в работах [53]. Проведенное исследование показа-
ло, что при длительной выдержке до 380 °C давление паров оста-
ется практически постоянным, мало меняется иодное число топлив
и содержание в них смолистых соединений. Начало термического
разложения реактивных топлив наступает при 385—416 °C. Темпе-
ратурой начала термического разложения топлив предложено счи-
тать такую температуру, при которой концентрация непредельных
соединений, образующихся за один час нагрева, эквивалентна 1 г
/г/ЮО г. Температуру начала разложения топлив при разной дли-
тельности нагрева предложено рассчитывать на основе кинетиче-
52
ского уравнения термического крекинга или при помощи фактора
«жесткости»
f =
где т — время пребывания в горячей зоне, при заданной глубине термического
разложения, с; t — температура нагрева, °C.
Для указанных выше реактивных топлив начало термического
разложения наступает при f 3^635—655.
Для определения времени нагрева г (с) при соответствующей
степени превращения вещества в первом приближении можно ис-
пользовать кинетическое уравнение константы скорости реакций k
термического крекинга углеводородов.
k = (1/т) In 100/(100 — X)
где х — степень превращения вещества, %.
Для некоторых углеводородов и нефтяных фракций значения
констант k можно найти по графику, приведенному на рис. 1-19
[54].
Расчет процессов и аппаратов с учетом термической стабиль-
ности сырья будет рассмотрен в следующих главах книги. Отметим
здесь, что в настоящее время общепринято учитывать только один
параметр — максимальную температуру нагрева, принимая ее из-
меняющейся в довольно широких пределах. Так, максимальная
температура нагрева нефти без заметного разложения топливных
и масляных фракций принимается в пределах от 340 до 380°C,
и максимальная температура нагрева мазута — от 380 до 420 °C.
Для оценки степени влияния технологических параметров разделения на тер-
мическую стабильность нефтяных фракций при изучении процессов разделения,
в работе [55] рекомендуется метод, в соот-
ветствии с которым термическая стабиль-
ность определяется по относительному при
росту содержания непредельных углеводе
родов в продуктах разделения по сравне-
нию с сырьем. В частности, с помощью
указанного метода удалось установить,
что степень деструкции парафинов при
ректификации фракций дизельного топлива
200—320 °C повышается с уменьшением
кратности циркуляции «горячей струи» и с
увеличением температуры ее нагрева.
Рис. 1-19. Зависимость константы скорости
термического крекинга углеводородов от
температуры:
/-СИ,; 2 —C2HS: 3 — СаН„; 4 — изо-СБН|2; 5 —
н С,Ню; /*— H-CsH,2; 7— н-СвН,,; 8— к-С?Ню; 9—
flriliMH; /0 —CsHi0; // — рецикл каталитического
крекинга; /2 —газойль; 13— остаток; 14 — масля-
ные фракции вакуумной перегонки.
2. ПРОСТАЯ ПЕРЕГОНКА НЕФТЯНЫХ СМЕСЕЙ
2.1. Технология простой перегонки
На рис. 1-20 показана схема процесса постепенной перегонки,
осуществляемого путем постепенного испарения. Жидкость нагре-
вается в кубе 1 до температуры кипения. Образующиеся пары не-
прерывно отводятся из куба /ив паровой или в жидкой фазе по-
сле конденсации в аппарате 2 в виде дистиллятных фракций, раз-
личающихся температурами кипения, периодически выводятся из
емкости 3. По мере отгона низкокипящих компонентов остаток обо-
гащается высококипящими компонентами.
Постепенную перегонку можно проводить при постоянной тем-
пературе или давлении. В последнем случае температура жидко-
сти в кубе будет непрерывно повышаться по мере утяжеления ос-
татка. Постепенная перегонка — малоэффективный процесс разде-
ления смесей, поэтому он применяется только для концентрирова-
ния компонентов из ширококипящих смесей в дистилляте либо в
кубовом остатке. В настоящее время постепенная перегонка широ-
ко применяется при определении фракционного состава нефтяных
смесей, например при стандартной разгонке. Отметим также, что
закономерностям постепенной перегонки соответствует испарение
нефтепродуктов в резервуарах при их хранении.
Однократная перегонка осуществляется испарением или дрос-
селированием жидкой смеси. На рис. 1-21 показаны варианты схе-
мы процесса однократной перегонки. При однократном испарении
(рис. 1-21, а) исходную жидкую смесь непрерывно подают в подо-
греватель 1, где она нагревается до заданной температуры, соот-
ветствующей определенной доле отгона смеси при фиксированных
значениях давления и температуры, затем парожидкостная смесь
поступает в адиабатический сепаратор 2, где паровая фаза отде-
ляется от жидкой. Пары конденсируются и охлаждаются в кон-
денсаторе 3 и в виде дистиллята поступают в емкость 4. Дистил-
лят из емкости и остаток из сепаратора после охлаждения непре-
рывно отводятся с установки.
Однократное испарение широко применяется в настоящее вре-
мя в промышленности. Например, разделение нефти осуществля-
ется методом однократного испарения ее с последующей ректифи-
кацией паровой и жидкой фаз; при этом нагрев нефти проводится
в трубчатых печах, а разделение на фазы — в секции питания рек-
тификационной колонны. Процесс однократного испарения широко
Рис. 1-20. Схема процесса постепенной перегонки:
/ — куб; 2 — конденсатор; 3 — емкость.
54
Рис. 1-21. Схема процесса однократной перегонки жидких смесей испарением (а)
и дросселированием (б):
/ — нагреватель; 2 — сепаратор; 3 — конденсатор; 4 — емкость; 5 — дроссель.
Потоки: I — сырье; II — дистиллят; III — остаток.
распространен и в лабораторной практике при определении кри-
вых однократного испарения нефтей.
Однократное испарение дает большую долю отгона по срав-
нению с постепенным испарением при нагреве до одинаковой тем-
пературы. В связи с этим для получения заданной доли отгона
сырья однократное испарение позволяет вести процесс разделения
с меньшей вероятностью термического разложения компонентов
смеси. Доля отгона при однократном испарении существенно зави-
сит также и от состава сырья. Более легкое сырье, естественно,
имеет большую долю отгона при одной и той же температуре и
наоборот. Поэтому часто для увеличения доли отгона сырья в не-
го добавляют легкие фракции.
Дросселирование исходной жидкости приводит к частичному
ее испарению из-за резкого понижения давления в дросселе (рис.
1-21,6). Тепло для испарения отнимается от самого потока, поэто-
му температура паров дистиллята и жидкого остатка понижается
по сравнению с исходной температурой сырья.
Дросселирование встречается практически во всех многосту-
пенчатых схемах разделения нефтяных смесей с понижением дав-
ления в последующей ступени разделения. Заметное дросселирова-
ние потока будет иметь место также в том случае, когда перепад
давления потока в трубопроводе соизмерим с давлением в систе-
ме. Такая картина, в частности, отмечается при движении мазута
в трансферном трубопроводе от печи до вакуумной колонны.
В том случае, когда летучести компонентов разделяемой смеси
различаются значительно и остаток представляет собой смесь тя-
желых углеводородов со смолисто-асфальтеновыми соединениями,
разделение методом дросселирования может вызвать достаточно
резкое понижение температуры и увеличение вязкости остатка.
Например, дросселирование в адиабатических условиях продуктов полимери-
зации фракции С5 и выше (полимербензина), содержащего от 30 до 50% (масс.)
смолистых веществ, с давления 1,4—4,2 МПа при 180°С до давления 0,35—
0.70 МПа приводит к понижению температуры остатка до 120 °C; при этом вязко-
сти сырья 0,35 мПа-c соответствует вязкость остатка 0,7—1,0 Па-с. Для поддер-
жания низкой вязкости остатка в этом случае необходимо нагревать его до на-
чальной температуры сырья с помощью рециркуляции через подогреватель 1 (см.
рис. 1-21, 6) [56].
55
2.2. Простая перегонка в вакууме и с водяным паром
Для разделения термически нестойких нефтяных смесей, темпе-
ратура кипения которых при атмосферном давлении выше темпе-
ратуры их термического разложения, широко используют пере-
гонку в вакууме и с водяным паром или с каким-либо другим
инертным агентом. Вакуум и водяной пар понижают парциальное
давление компонентов смеси и вызывают тем самым кипение жид-
кости при меньшей температуре. При перегонке в вакууме тепло
для испарения жидкости отбирается от самого продукта, благода-
ря чему температура потока понижается.
Постепенное испарение с водяным паром применяют для от-
гонки небольшой массы растворителя от практически нелетучих
масляных фракций. Однократное испарение с водяным паром при-
меняют в процессе первичной перегонки нефти, а простую пере-
гонку в вакууме — при разделении мазута. Для разделения тя-
желых остатков широко используют также однократную перегон-
ку в вакууме с водяным паром. Сочетание глубокого вакуума с
водяным паром значительно понижает температуру перегонки и
позволяет тем самым вести процесс при почти полном отсутствии
разложения углеводородов с получением при этом большого отго-
на масляных фракций.
В качестве испаряющего агента, кроме водяного пара, приме-
няют различные газы — водород, азот, природный газ и наиболее
легкие углеводороды. При перегонке тяжелых остатков испаряю-
щим агентом могут быть также легкие топливные фракции — пары
бензинов, легкие фракции дизельного топлива.
При выборе испаряющего агента учитывают в основном его
плотность и температуру конденсации. Очевидно, чем легче газ
и выше температура конденсации, тем меньше его требуется для
осуществления процесса перегонки и легче условия его конден-
сации, т. е. отпариваемые фракции будут полнее извлекаться из
газового потока. В связи с этим в качестве испаряющего агента
наиболее предпочтителен водяной пар.
Для предотвращения конденсации водяного пара в нефтепро-
дуктах используется перегретый водяной пар с температурой, рав-
ной температуре сырья или несколько выше. Например, для пере-
гонки нефти и мазута это соответственно температуры 350—450 °C
при 0,2—0,3 МПа. Перегретый водяной пар после контакта с неф-
тяной смесью быстро принимает состояние насыщения.
Кроме снижения парциального давления паров нефтепродуктов
водяной пар перемешивает жидкость, предотвращая возможность
местных ее перегревов и закоксовывания поверхности нагрева
(обычно труб печи), увеличивает поверхность испарения жидкости
за счет образования струй и пузырей. В то же время водяной пар
значительно обводняет нефтепродукты и при предъявлении особо
жестких требований к их качеству в отношении содержания влаги
он не применяется при перегонке. Например, водяной пар, раство-
56
ряясь в керосиновой и дизельной фракциях при однократном их
испарении, во время охлаждения выделяется и конденсируется в
виде мелкой стойкой дисперсной эмульсии, приводящей к помут-
нению топлива и отрицательно сказывающейся на работе реакто-
ров гидроочистки. Удаляются такие эмульсии обычно при длитель-
ном отстое топлив в резервуарах.
2.3. Кривые однократного испарения нефтяных смесей
Простая перегонка нефтяных смесей изображается кривыми
однократного испарения (ОИ), устанавливающими зависимость до-
ли отгона от температуры нагрева смеси. В американской прак-
тике используют аналогичные кривые равновесного однократного
испарения EFV (equilibrium flash vaporization). Кривые ОИ харак-
теризуют также условные температуры кипения смеси при нечет-
ком их разделении, а начальные и конечные точки кривой ОИ оп-
ределяют соответственно истинные температуры кипения жидких
смесей и конденсации паровых смесей заданного состава.
Кривые ОИ занимают вполне определенное положение относи-
тельно кривых ИТК и стандартной разгонки (рис. 1-22). Посколь-
ку процесс однократной перегонки является наименее эффектив-
ным процессом разделения, кривые ОИ имеют минимальный угол
наклона, т. е. аои<агост<;аитк. Кривые ОИ, полученные при ат-
мосферном давлении, пересекают кривые ИТК примерно в обла-
сти 50% отгона фракций.
Характер кривых ОИ существенно зависит от содержания в
смеси легких и тяжелых фракций (рис. 1-23). Для равномерновы-
кипающей смеси кривые ОИ имеют незначительную кривизну в
начале и в конце и являются практически прямыми линиями. Для
смесей с высоким содержанием легких фракций характерен значи-
тельный изгиб кривых вначале и для
тяжелых смесей, например, мазутов,
кривые ОИ при высокой степени от-
гона изгибаются круто вверх из-за
влияния смолистого высокомолекуляр-
кого остатка.
Кривые ОИ при разных давлени-
ях обычно параллельны между собой,
т. е. с повышением температуры при
неизменном давлении прирост доли
отгона равномерный и практически
Рис. 1-22. Кривые ИТК стандартной разгонки
и кривые ОИ нефтяных смесей при различном
• давлении:
I — кривая ИТК; 2 — кривая стандартной разгонки;
3—6 — кривые ОИ (3 —Р—0,01 МПа; 4 — Р—0,1 МПа;
5 — Р-0.3 МПа; 6 — Р-0,6 МПа).
57
Рис. 1-23. Формы кривых ОИ нефтяных смесей:
I — для равномерно выкипающих смесей; 2 — для лег-
ких фракций; 3 — для тяжелых фракций.
одинаковый для разных давлений. В то
же время при одинаковой температуре
прирост доли отгона с понижением дав-
ления значительно больше.
Данные для построения кривых ОИ
нефтей и тяжелых остатков определяют-
ся обычно экспериментально, в то время
как для различных топливных и масля-
ных фракций они находятся большей
частью на основе описанных ниже аналитических и графических
методов расчета.
Экспериментальное определение кривых ОИ проводится на ап-
парате ОИ с непрерывной подачей сырья (рис. 1-24). Основными
Рис. 1-24. Схема аппарата ОИ:
/ — промежуточный вакуум-сосуд; 2 — приемник; 3 — вакуумметр; 4 — конденсатор-холодиль-
ник; 5 — отводная трубка для пара; 6 — термопары; 7 — испаритель-сепаратор; 8 — нагрева-
тельный змеевик; 9— емкость сырья; 10 — баня; // — холодильник; 12 — отводная трубка*
для жидкости; 13 — приемник; 14 — ресивер. 1
58
узлами аппарата ОИ являются нагревательный змеевик 8 и испа-
ритель-сепаратор 7, термостатированный в свинцовой бане 10. Та-
кой аппарат используется для получения данных по однократному
испарению нефтяных смесей при атмосферном давлении и в ваку-
уме [57]1.
При однократной перегонке высококипящих остатков в вакууме возможны
осложнения, обусловленные использованием аппарата ОИ. Рекомендуется под-
держивать постоянной скорость подачи сырья «400 мл/ч, для того чтобы обеспе-
чить время пребывания жидкой фазы в испарителе от 19 до 70 мин в зависимости
от доли отгона. Состояние равновесия следует считать достигнутым при совпаде-
нии температур жидкой и паровой фаз и температуры теплоносителя в бане с
заданной точностью ±1—2%. Максимальные колебания давления в системе ие
должны быть более 1,33 гПа, возможные изменения доли отгона составят при
этом не более 1,5—1,7% (масс.). Надежность экспериментальных данных одно-
кратного испарения смесей следует косвенно проверять по непрерывному харак-
теру изменения некоторых свойств паровой и жидкой фаз в зависимости от доли
отгона, а именно: плотности, молекулярной массы н коксового числа [58].
В связи с рядом недостатков существующих аппаратов ОИ,
предлагается новый аппарат ОИ. Он изготовлен из термостойкого
стекла, снабжен нагревателем насадочного типа, жестко соединен-
ным с испарителем, и имеет стабилизатор уровня жидкости [59].
Такой аппарат обладает минимальной тепловой инерцией и хоро-
шо воспроизводит экспериментальные данные в связи с поддержа-
нием постоянного соотношения объемов паровой и жидкой фаз в
испарителе. Термостатирование адиабатического испарителя пред-
лагается осуществлять вакуумной рубашкой.
2.4. Расчет простой перегонки нефтяных смесей
Расчет постепенной перегонки. При расчете постепенной пе-
регонки принимается, что пар, уходящий из куба, в любой момент
времени находится в равновесии с жидкостью, и состав жидкости
непрерывно изменяется. Тогда из уравнений материального балан-
са процесса имеем:
nxi — (п — di) (х, — dxt) + (//{ + dyO dn
После несложных преобразований и интегрирования в пределах от
начального до конечного условий проведения процесса, получим
основное расчетное уравнение (уравнение Релея):
хо
1пп0/Л1 ==у dxi/ftji—Xi)
Х1
(1.10)
где п — текущее число молей жидкости в момент времени т; п0 и th — начальное
и конечное числа молей жидкости; хь yi— составы жидкости и пара, мольн. доли;
dn — число молей жидкости, испаряющееся в период времени dr; dxit dyt — беско-
нечно малое изменение составов жидкости и пара за время dr.
59
Рис. 1-25. График зависимости 1/(«/—х) от
к для проведения графического интегриро-
вания по уравнению (1.10).
При an—kilkj = const, т. е. при
незначительном изменении относи-
тельной летучести в процессе пере-
гонки, получим:
In n0/”i = 1/(аг/ — 1) [ln*io/*ii +
+ atJ ln(l — х{1)/(1 — xi0)] (I.П)
Пример. Определить выход и состав дистиллята при простой перегонке сме-
си вода — фенол при давлении 346 гПа от исходной до конечной массовой кон-
центрации воды хо=О,4 и Х|=0,02 (масс. доли).
Расчет. Равновесные концентрации смеси вода — фенол при 346 гПа в %
(масс.) приведены ниже [15] (поскольку равновесные концентрации приведены
в % (масс.), все расчеты выполним также в массовых единицах):
XHjO. • 1.54 4,95 6,87 7,73 19,63 28,44 39,73 82,99 89,95 93,38 95,74
ун2о. . 41,10 79,72 82,79 84,45 89,91 91,05 91,15 91,86 92,77 94,19 95,64
Выход остатка иа по=Ю0 кг исходной смеси определим из уравнения (1.10):
0.4
In 1 C0/n, — J dx/(y— х)
0,02
Используя приведенные выше равновесные концентрации, интегрирование
проводим графическим методом. На основе приведенных выше равновесных кон-
центраций строим график зависимости 1/(у—х) от х (рис. 1-25) и определяем
площадь, ограниченную полученной кривой, осью абсцисс и вертикальными линия-
ми, проходящими через заданные значения концентраций Xi=0,02 и хо=0,4. В ре-
зультате интегрирования получим:
In 1 ОО/ггх =0,67, откуда п1 = 51
Следовательно, выход дистиллята составит 100—«1=49 кг и концентрация
в нем воды будет равна
100-0,4 —51-0,02
*он2о — 49
= 0,796
Сравним выход остатка, определенный различными методами — по уравнениям
(1.10) и (1.11). Коэффициент относительной летучести определим для четырех се-
чений (xj=0,0154, 0,0773, 0,2844, 0,3973); например, для нижнего сечеиия имеем:
у (1-х) 0,411(1—0,0154)
а~ (1 — у) х “(1 — 0,411) 0,0154
Среднее значение аср=37,6. По уравнению (1.11) имеем:
100 1 / 0.4 о с 1—0,02 \
1п щ ~ 37,6—1 (1п 0,02 +37>61п 1—0 4
Откуда «1=55,5.
60
Следовательно, полученный результат не превышает 10% точности расчета
постепенной перегонки по уравнению (1.10), несмотря на значительное изменение
относительной летучести компонентов в процессе перегонки.
Наиболее удобно для расчетов постепенной перегонки много-
компонентных смесей следующее уравнение:
nn/nt0 = (пп/п10)аЧ; i,р (1.12)
где nulnia — соотношение числа молей i-ro компонента в жидкости до и после ис-
парения
Данное уравнение в логарифмических координатах является
прямой с наклоном ац, проходящей через точку с координатами
(1,1), так как в начальный момент времени Пю=Пц и П/о=Пд.
Обычно процесс постепенной перегонки рассчитывают с целью
определения выхода и состава дистиллята или остатка с задан-
ными характеристиками качества. При заданном давлении пере-
гонки Р необходимо определить температурные пределы перегон-
ки, а при заданной температуре — конечное давление процесса или
давление насыщенных паров остатка. Расчет по уравнению (1.10)
выполняют методом графического интегрирования, а по уравнени-
ям (I.H) и(1.12)—итерационным методом.
Порядок расчета перегонки при постоянном давлении будет
следующим:
определяют начальную температуру процесса /0 по уравнению изотермы ис-
р
ходной смеси А»(Го)хю=1;
£=1
находят конечную температуру процесса для заданных условий разделения
(например, при получении практически чистого компонента в остатке — это будет
температура кипения компонента при заданном давлении перегонки Р; при полу-
чении стабильного бензина с заданными свойствами, давлением насыщенных па-
ров Pt при определенной температуре t, конечная температура перегонки /к при
заданном давлении Р может быть найдена по графику Кокса при получении в
конце перегонки чистого компонента или по уравнению изотермы при получении
нефтяных фракций);
определяют коэффициенты относительной летучести компонентов по отноше-
нию к тяжелому компоненту как среднее их значение для температур начала и
конца перегонки
aiP ~ 0,5 (К;с/0 +
принимают разделение по тяжелому компоненту nPi/np0 и определяют извлече-
ние всех компонентов по уравнению (1.12);
р
вычисляют состав остатка по уравнению Хц=пр,1 2 Пц;
i=l
Р
вычисляют давление насыщенных паров остатка р— 2 Р#ц.
1=1
Если давление не совпадает с исходным давлением перегонки, то принимают
новое соотношение npilnpo и расчет повторяют до совпадения давлений.
Порядок расчета постепенной перегонки при постоянной темпе-
ратуре будет аналогичным, а именно:
определяют начальное давление перегонки и давление полной конденсации
смеси по уравнению изотермы жидкой фазы для найденного состава исходной
смеси и температуры перегонки;
61
Таблица 1.6. Расчет материального баланса
и конечного давления постепенной перегонки
Компоненты Pj, МПа (/=30 °C) к. Исходная смесь, "io (моли) Остаток Дистиллят =xlpi’ гПа
"il моли X. 1 мольн. доли моли мольи. доли
с2 4,65 16,3 0,05 0,0500 0,0974 —
С3 1,07 3,76 0,10 — — 0,1000 0,1949 —
изо-Ct 0,387 1,35 0,20 0,0035 0,0072 0,1965 0,3830 7,8
н-С4 0,285 1,0 0,10 0,0050 0,0103 0,0950 0,1852 29,3
ХС5 0,120 0,42 0,10 1,0284 0,0583 0,0716 0,1395 70,0
2,4-10-4 0,0008 0,45 0,4500 0,9242 .— — 2,2
— — 1.0 0,4869 1 ,0 0,5131 1,0 129,3
в качестве первого приближения принимается конечное давление перегонки,
вычисленное по приближенному составу остатка;
по уравнению (1.12) определяется содержание каждого компонента в остат-
ке, состав остатка и выход дистиллята;
вычисляется состав дистиллята;
рассчитывается конечное давление перегонки на основе вычисленного состава
остатка;
сравнивается принятое вначале и вычисленное в конце давления перегонки и
при значительном их расхождении расчет повторяется.
В большинстве случаев влиянием давления на относительную летучесть ком-
понентов можно пренебречь и тогда расчет выполняется достаточно просто без
итерации.
Пример. Исходная смесь парафиновых углеводородов (см. табл. 1.6) подвер-
гается постепенной перегонке при 30 °C. Определить материальный баланс процес-
са перегонки и конечное давление при извлечении 95% н-бутана из исходной
смеси.
Расчет проводим на один моль исходной смеси. Летучесть фракции С6 и выше
будем рассматривать по н-декану. Давление паров и относительные летучести
компонентов определим по отношению к н-С< как для смеси идеальных газов (гра-
фы 2 и 3 в табл. 1.6). Число молей н-С4 в остатке
п1 = (1—0,95) 0,1 =0,005
и, следовательно, содержание каждого компонента в остатке будет определяться
из уравнения:
«ii = "io (0,005/0,1)“*
Полный материальный баланс процесса и конечное давление перегонки 129,3 гПа
приведены в табл. 1.6.
Расчет постепенной перегонки с водяным паром при отгонке а
моль летучего компонента (a = ai—а2) из b моль нелетучего рас-
творителя также может быть выполнен на основе закона Дальтона.
Уравнение для определения требуемого расхода водяного пара Z
(моль) при постоянной температуре и давлении процесса имеет
следующий вид [18]:
Z = (P/EPG — 1) (fli — о2) 4- РЬ/EPq 1п сх/а2
где Р— общее давление в системе; Рс—давление насыщенного пара отпаривае-
мых фракций; Е — коэффициент испарения (£=0,6—0,95).
62
Время отпаривания определяется как частное от деления массы
отпаренных фракций на скорость отпаривания. Если легкий ком-
понент отпаривается полностью, тогда общее давление будет рав-
но давлению водяного пара при данной температуре, т. е. Р=Рг.
Расчет однократной перегонки. Расчет процесса однократной
перегонки обычно проводится с целью определения доли отгона е
при однократном испарении или доли конденсации (1—ё) при од-
нократной конденсации смеси и состава образовавшихся фаз гд и
Xi для заданных условий разделения Т и Р.
Расчетные уравнения равновесного процесса однократной пе-
регонки при дифференциальном методе представления состава
нефтяных смесей имеют следующий вид:
14-е (Л, — 1) =1 (113)
i i=i
yt=kiXi (1.14)
где kt=f(T, Р) — константы равновесия узких нефтяных фракций и индивидуаль-
ных компонентов.
При е=0 имеем уравнение изотермы жидкой фазы
2 kixFt —'
и при е=1 — уравнение изотермы паровой фазы
2 ypi/ki =1
1
Для заданных условий разделения (Р и Т) сначала следует оп-
ределить фазовое состояние исходной смеси, используя следующие
неравенства:
для переохлажденной жидкости kiXFi 1
t
для перегретого пара xFi/ki < 1
для парожидкостной смеси ^ixFt > 1 и 2 xFi/ki > 1
I I
Расчет доли отгона е по уравнению (1.13) проводят методом
последовательного приближения с использованием ЭВМ.
При расчете однократного испарения мазута кривую ИТК сле-
дует представлять до 650°C, что обеспечит симбатный характер
расчетных и экспериментальных кривых ОИ [60].
Пример. Определить долю отгона в процессе однократного испарения фрак-
ции стабильного бензина и. к. — 180 °C при Р=0,3 МПа и /=120°C. Состав бен-
зина, характеристика индивидуальных компонентов и узких фракций приведены
в табл. L7.
63
Таблица 1.7. Однократное испарение стабильного бензина
(Р=0,3 МПа, /=120 °C, е=0,5 моль/моль)
Компонент, фракций (°C) рао м /„, “с Ср’ Составы, мольн. доли
V 1 * 1 Х1
«-Бутан 0,5788 58 —0,5 0,0091 0,0156 0,0025
Изобутан 0,6196 72 27,7 0,1192 0,1859 0,0525
н-Пентан 0,6262 72 36,2 0,1196 0,1789 0,0603
Циклопентан 0,7456 70 49,3 0,0079 0,0i09 0,0049
2,2-Диметилбутан 0,6490 86 49,7 0,0003 0,0004 0,0002
2,3-Диметилбутан 0,6617 86 54 0,0132 0,0171 0,0093
2-Метилпентан 0,6528 86 60 0,0634 0,0808 0,0460
З-Метилпентан 0,6644 86 63,1 0,0666 0,0828 0,0594
«Гексан 0,6592 86 68,7 0,0775 0,0914 0,0636
68,7—85 0,7136 105 76,5 0,0290 0,0315 0,0265
85—95 0,6998 107 90 0,1293 0,1188 0,1397
95—105 0,7217 111 100 0,0777 0,0615 0,0939
105—120 0,7225 114 112,5 0,0975 0,0700 0,1339
120—130 0,7307 119 125 0,0540 0,0265 0,0815
130—140 0,7573 124 135 0,0509 0,0198 0,0820
140—150 0,7418 128 145 0,0338 0,0101 0,0574
150—160 0,7625 133 155 0,0275 0,0062 0,0488
160—170 0,7699 138 165 0,0118 0,0019 0,0216
170—180 0,7763 144 175 0,0117 0,0014 0,0220
2 — — — '•° 1 ,.о I 1,0
Расчет проведен при помощи уравнения (1.13) на ЭВМ. Константы фазового
равновесия определяли по уравнению Хеддена. В результате расчетов получена
мольная доля отгона е=0,5, составы образовавшихся фаз («/< и х<) сведены в
табл. 1.7.
При расчете процесса дросселирования определяют не только
доли отгона или конденсации смеси и составы образовавшихся
фаз, но и понижение температуры уходящих потоков. Исходными
данными для расчета процесса дросселирования являются: состав
сырья, начальные давления и температура и давление после дрос-
селирования. Расчет выполняют путем совместного решения урав-
нении (1.13) и (1.14), а также уравнения теплового баланса адиа-
батического процесса расширения смеси
Нр — — e)HL — 0 (1.15)
где HF— энтальпия парового или жидкостного питания при исходной температу-
ре Ti; Hv и HL — энтальпии образовавшихся паровой и жидкой фаз при конечной
температуре процесса Г2.
Система указанных уравнений решается итерационным путем
на ЭВМ относительно зависимых переменных ей Л.
При расчете изотермического процесса однократной перегон-
ки нефтяных смесей в присутствии перегретого водяного пара или
другого инертного агента, полностью переходящего в паровую фа-
зу, используют также уравнение (1.13), однако при этом необхо-
64
диме учитывать изменение летучести фракций вследствие умень-
шения их парциального давления.
В соответствии с законом Дальтона исправленные значения
констант равновесия узких нефтяных фракций или условных ком-
понентов будут определяться следующим уравнением:
kt~ ^ад-г/е) (116)
где k'i — константы фазового равновесия нефтяных фракций при заданных Р и
Т без водяного пара; z=Z]F— удельный расход водяного пара; е — мольная до-
ля отгона паров.
Получающиеся в результате расчетов по уравнениям (1.13) и
(1.16) составы паровой и жидкой фаз относятся только к углево-
дородным компонентам, т. е. определяются без учета водяного па-
ра или инертного компонента.
Расчет однократной перегонки с водяным паром без подвода
тепла в систему аналогичен расчету процесса дросселирования,
т. е. решению системы уравнений (1.13) и (1.16).
Удельный расход водяного пара, необходимый для обеспечения
заданного отгона е при температуре системы Т, может быть вы-
числен по уравнению
z/e = 18 (Р — Pc)iPGMG (1.17)
где Р — общее давление в системе; Рс — парциальное давление отпариваемых
фракций (принимается равным давлению насыщенных паров Рс этих фракций);
Мс — молекулярная масса отпариваемых фракций.
Однократное испарение нефтяных смесей с водяным паром про-
текает на практике в условиях далеких от равновесия, когда дав-
ление насыщенных паров больше парциального давления отпари-
ваемых фракций. Для учета этого вводят коэффициент испарения,
равный
Е = PGIPG (Е 0,60 — 0,95)
и тогда уравнение (1.17) принимает вид
z/е = 18 (Р — EPG)/EPGMG
Давление процесса Р часто определяется условиями конден-
сации отпариваемых фракций в смеси с водяным паром, т. е. тем-
пературой охлаждающей воды или воздуха.
Расчет однократной перегонки с водяным паром можно про-
водить, решая общую систему уравнений материального и тепло-
вого баланса с учетом содержания в смеси водяного пара. В этом
случае константу равновесия для водяного пара следует прини-
мать по какому-либо высоколетучему компоненту, не растворяю-
щемуся в рабочих условиях в жидкости, например по метану или
азоту. Такой расчет становится аналогичным расчету процесса
без водяного пара и поэтому обладает значительно большей общ-
ностью по сравнению с рассмотренной выше методикой.
5—1502
65
2.5. Эмпирические методы расчета однократной
перегонки нефтяных смесей
Экспериментальное определение доли отгона и состава образо-
вавшихся фаз при однократном испарении нефтяных смесей яв-
ляется длительной и дорогой операцией. В то же время описан-
ные выше аналитические методы расчета достаточно трудоемки и
требуют обязательного применения ЭВМ. Кроме того, отсутствие
во многих случаях полных данных по углеводородному составу
нефтяных смесей и особенно нефтяных остатков, а также услов-
ность дискретизации сложных нефтяных смесей приводит к тому,
что более надежным становится зачастую использование эмпири-
ческих методов расчета однократной перегонки по данным исти-
ной или стандартной разгонки. Характерное положение кривых
фракционного состава и кривых ОЙ обеспечивает при этом доста-
точно высокую точность определения координат точек кривой ОИ
на основе эмпирических методов расчета.
Из многочисленных методов, приведенных в литературе, рас-
смотрим здесь лишь отдельные методы, получившие наибольшее
распространение в инженерной практике расчета.
По Обрядчикову и Смидович [61] температуры начала и кон-
ца кривой ОИ нефтяных фракций при атмосферном давлении оп-
ределяют при помощи графика, изображенного на рис. 1-26. В со-
ответствии с графиком точ-
ки кривой ОИ находят по
температуре выкипания
на кривой ИТК и углу ее
наклона аитк- Для построе-
ния промежуточных точек
кривых ОИ из уравнения
материального баланса про-
цесса рассчитывают кон-
центрацию С фракций
сырья, выкипающих до тем-
Рис. 1-26. График зависимости до-
ли отгона по кривой ИТК, отве-
чающей температуре крайних до-
лей отгона по кривой ОИ от угла
наклона кривой ИТК (цифры око-
ло кривых соответствуют темпера-
турам выкипания 50% (об.) по
кривой ИТК).
66
Рис, 1-27. Построение промежуточных
точек кривой ОИ:
I — кривая ИТК; 2 — кривая ОИ.
щ-ратуры однократного ис-
парения при отгоне:
С ~еу 4-х(1 — е)
|ДС х, у — доли отгона по кривой ИТК,
соответствующие отгону е=0 и е=1 со-
ответственно по кривой ОИ.
Затем при помощи кривой ИТК, пользуясь полученными значе-
ниями С при различных величинах е, графически определяют про-
межуточные точки кривой ОИ (рис. 1-27).
Пример. Построить кривую ОИ стабильного бензина (состав бензина, ха-
рактеристика индивидуальных компонентов и узких фракций — см. табл. 1.7,
стр. 64), пользуясь методом Обрядчикова и Смидович. Кривая ИТК бензина
изображена на рис. 1-28.
Расчет. Определяем угол наклона кривой ИТК
тятк 107 — 30
а = 70-Ю = * 1 * * 4 ’28 °С/%
и температуру 50% отгона /|^=86ОС.
По графику, приведенному на рис. 1-26, при =86 °C находим, что 0%
отгона по кривой ОИ соответствует 18,5% отгона по кривой ИТК (х=0,185).
Рис. 1-28. Кривые ИТК и ОИ ста-
бильного бензина:
1 — кривая ИТК; 2 — кривая ОИ по ме-
тоду Обрядчикова и Смидович при Р—
“0.1 МПа; 3— то же при Р=0,3 МПа;
4 — кривая ОИ по методу Эдмистера —
Окамото при Р“0,1 МПа.
5'
67
a 100% отгона по кривой ОИ — 68% отгона по кривой ИТК ((/=0,68). Для ука-
занных отгонов по рис. 1-28 определяем следующие температуры начала и конца
кипения на кривой ОИ при атмосферном давлении /211,=48°С н /°и=107сС. Для
построения промежуточных точек кривой ОИ при Р=0,1 МПа воспользуемся
уравнением материального баланса
С =0,68е 4-0,185(1 —е)
Для промежуточных точек, соответствующих значениям е=0,1, 0,25, 0,5, 0,75 и
0,9, определим величины С и отвечающие им температуры по кривой ИТК. Ре-
зультаты расчетов координат точек кривой ОИ при 0,1 МПа отражены на рис. 1-28
и даны ниже:
е ... 0 0,10 0,25 0,50 0,75 0,90 1,0
С ............. 0,1850 0,2345 0,3087 0,4325 0,5562 0,6305 0,68
t °C........... 48 56 66 80 93 101 107
Для построения кривой ОИ при Р=0,3 МПа проводим следующие построе-
ния и расчеты. Найдем температуру, соответствующую пересечению кривой ОИ
при Р=0,1 МПа с кривой ИТК в точке Ло; она составляет 65°C. При Р=0,3 МПа
эта температура по номограмме (см. рис. 1-18) соответствует температуре 102 °C
и, следовательно, точка Ло переходит в точку А. Через полученную точку А про-
водим прямую ОИ, параллельную прямой ОИ при Р=0,1 МПа, при этом находим
^И=84°С и <®И=143°С. Кривую ОИ при Р=0,3 МПа проводим через получен-
ные точки и /°исимбатно кривой ОИ при Р=0,1 МПа.
Сравним долю отгона, полученную в примере на стр. 64 при расчете одно-
кратного испарения бензина по уравнению (1.13). Для этого пересчитаем мольную
долю отгона в объемную, пользуясь найденными предварительно средними мо-
лекулярными массами и плотностью исходного сырья и образовавшейся паровой
фазы: М=98,2; Afv=89,5; р’0 =0,6953 и (p|°)v=0,5594. В результате пересчета
получаем
89,5-0,6953 _
е-0,5 gg 2 0,5594 ~ 0,566
В то же время при помощи кривой ОИ, построенной по методу Обрядчнкова и
Рис. 1-29. Графики Эдмистера — Окамото для построения кривых ОИ нефтяных
фракций при атмосферном и повышенном давлениях по кривым ИТК:
а — зависимость между и (50% (цифры на линиях — разности температур выкипания
30 и 10% (об.) отгонов по кривым ИТК, °C б — зависимость между Д(ИТК и д/ОИ (циф-
ры на линиях — отгон от А % до В % об.).
68
. итк „г
c soy. i b
a
eo
40
20
0
so
Отгон от А во В 7JoS5
10-30,30-50; /
50 -10;10-90; /
0-10
20 40 60 SO WO
fit НТК J.HTK +НГК or
01 ~ b
Рис. 1-30. График Эдмнстера — Окамото для построения кривых ОИ остатков пе-
регонки нефти при остаточном давлении 13,3 гПа по кривым ИТК:
а, б — см. подпись к рис. 1-29.
Смидович при /=120 °C, имеем е==0,54 (см. рис. 1-28), т. е. довольно близкую ве-
личину.
По Эдмистеру и Окамото [5, 11] кривые строят по температу-
ре 50% отгона и тангенсу угла наклона кривых стандартной раз-
гонки или кривых ИТК. Ниже приведены расчетные графики для
построения кривых ОИ при помощи кривых ИТК для нефтяных
фракций (рис. 1-29) и остатков перегонки (рис. 1-30). На рис.
1-29,а приведена зависимость разности температур 50% отгонов
по кривым ИТК и ОИ, а на рис. 1-29,6 — зависимость между раз-
ностью температур произвольных отгонов В и Л % (об.) по кри-
вым ИТК и ОИ для нефтяных фракций. Аналогичные зависимости
для нефтяных остатков, перегонка которых производится в ваку-
уме, приведены на рис. 1-30.
Для построения кривых ОИ при помощи приведенных графиков
необходимо вначале по рис. 1-29, а (или 1-30,а) определить темпе-
ратуру 50% отгона; затем по рис. 1-29,6 (или 1-30,6)—разность
температур, соответствующие промежуточным отборам, указан-
ным в качестве параметра на кривых.
Пример. Построить кривую ОИ стабильного бензина по кривой ИТК, поль-
ivhci, исходными данными из примеров на стр. 63 и 64.
Расчет. При =86 °C и ^зо^—^0%^ =65—30=35 СС по рис. 1-29, а имеем
Д|ИГК_—gcp и, следовательно, <so%=86—5=81 °C. Для заданной разности ко-
ординат точек кривой ОИ (А—В) находим соответствующие разности температур
Л/|,,ки по рис. 1-29, б определяем Д/ои. Значения указанных величин приведены
ниже:
А %—В % . .0—10 10—30 30—50 50—70 70—90 90—100
Д<итк, 'С . . 35 35 21 22 34 35
Д/Ои, *С .... 10 14 7 7 15 13
69
Рис. 1-31. Графики Ван Винкла для построения кривых ОИ нефтяных фракций
при атмосферном давлении по кривым стандартной разгонки:
ои тост „
а — зависимость между Гиекорр и * • ° — график поправок Дг в зависимости от
“ГОСТ (цифры на линиях —отгон в % об.).
На основе найденных значений Д/Ои
= 81 — 7 = 74 °C
<?0%=74-И=60»С
/ои =6о— ю = 50 °C
определяем координаты кривой ОИ:
z?o%^81+7=88°c
/ОИ = 88 + 15 = 103 оС
/о
•н ------------~ /°и =103-1-13 = 116 °C
Через полученные точки проводим кривую ОИ (кривая 4, рис. 1-28). Как видно
из рисунка, эта кривая довольно близко совпадает с найденной кривой в примере
на стр. 67.
По Ван Винилу [15] соотношение между кривыми ОИ при ат-
мосферном давлении и кривыми стандартной разгонки (ASTM
Д86—66) устанавливается с помощью рис. 1-31. Тангенс угла на-
клона кривой стандартной разгонки
агост определяют в пределах
70
Рис. 1-33. Фазовая диаграмма для
смеси бензин — керосин [5]:
А — критическая точка; F — полюс.
0—30%, Ю—70% и 70—90%- Соответствующие значения агост ис-
пользуют следующим образом при определении поправок Л/ по
рис. 1-31,6: а(о-зо)% Для 0% отгона, аро-7О)% для 10, 30, 50, 70 и
90% отгонов и 0(70-90)% для 100% отгона.
При пересчете температур однократного испарения на давле-
ние, отличное от атмосферного, в первом приближении можно при-
нять, что кривые ОИ при различных давлениях параллельны и
точки пересечения кривых ОИ и ИТК соответствуют одному и
тому же проценту отгона. В этом случае для построения кривой
ОИ при давлении, отличном от атмосферного, необходимо найти
лишь одпу точку. Порядок расчета будет следующим. Между край-
ними точками отгона проводят прямую ОИ. Ординату точки пере-
сечения кривой ИТК и прямой ОИ принимают за температуру ки-
пения некоторого условного компонента при атмосферном давле-
нии; при помощи этой температуры определяют температуру ки-
пения лого компонента при заданном давлении. После этого най-
денную температуру используют как новое значение ординаты
точки пересечения кривой ИТК и прямой ОИ, т. е. через получен-
ную точку проводят прямую, параллельную прямой ОИ при ат-
мосферном давлении.
Для тяжелых масляных фракций нефти, отбензиненной нефти и
<ц'1 атков пересчет температур выкипания 30 или 50% отгонов по
кривым ОИ (/зо% и tso%) с одного давления на другое в преде-
лах давлений меньше 0,1 МПа может быть произведен при помо-
щи графика, изображенного на рис. 1-32 [5]. Если абсцисса точки
пересечения кривых ОИ и ИТК находится в пределах 30—50% от-
I'oiioit, то, очевидно, пересчет температуры, соответствующей ука-
iiiiiiioii выше точке пересечения кривых, с атмосферного на пони-
женное давление может быть выполнен также при помощи рис.
I 7 п 1-8 (см. стр. 22 и 23).
Пересчет кривых ОИ с атмосферного на повышенное давление
может быть выполнен по методу Эдмистера и Поллок [62] на
основе фазовой диаграммы смеси Р—Т—е в координатах IgP—1/7
И данных стандартной разгонки. Типичная фазовая диаграмма,
построенная по этому методу для смеси бензин — керосин, показа-
на рис. 1-33, а зависимости координат полюса фазовой диаграм-
71
мы (Рг, tF) от среднеобъемной температуры кипения смеси /ср. об и
тангенса угла наклона кривой стандартной разгонки агост пока-
заны на рис. 1-34.
Для построения фазовой диаграммы необходимо выполнить следующее рас-
четы и графические построения:
определяется среднеобъемная температура кипения смеси по кривой стан-
дартной разгонки, при этом кривая обычно разбивается иа 10 частей;
определяется угол наклона кривой стандартной разгонки в пределах 10—90%
отгона
«гост = [ /90% ^|о%)/(90 — Ю)
определяются критические температуры и давление;
определяются температура и давление в полюсе при помощи графиков на
рнс. 1-34;
на графике в координатах IgP—1/7 отмечаются точки, соответствующие кри-
вой ОИ при атмосферном давлении; соединив эти точки с полюсом, получают фа-
зовую диаграмму, на основе которой уже строят кривую ОИ при любом другом
давлении вплоть до критического.
При помощи фазовой диаграммы можно проводить также пе-
ресчет кривых ОИ и в области давлений ниже атмосферного.
В этом случае необходимо воспользоваться исходными данными
однократного испарения для двух давлений — при атмосферном
и при каком-либо другом давлении ниже атмосферного — и между
этими данными уже достаточно надежно проводить пересчет по
фазовой диаграмме.
Составы образовавшихся паровой и жидкой фаз могут быть
найдены по методу Обрядчикова [61] с использованием обобщен-
ного графика Брауна и Катца для кривых равновесия нефтяных
фракций, приведенных в работе [15]. На рис. 1-35, а показаны кри-
вые равновесия фаз в процессе однократной перегонки. На рис.
1-35,6 приведен график для уточнения величин атк в зависимо-
сти от приведенного давления (Рпр=Р/Ркр).
Рис. 1-34. Зависимость полюса фазовой диаграммы (PF и tF) от среднеобъемиой
температуры смеси /Ср.ов. и тангенса угла наклона кривой стандартной разгон-
ки агост:
а — для давления Р р' б — для температуры t р (цифры на кривых соответствуют тангенсу
угла наклона кривой стандартной разгонки, а ГОСТ в «с/%).
72
Рис 1-35. График для расчета равновесных составов фаз при однократном испа-
рении нефтяных смесей:
О — зависимость равновесных составов паровой и жидкой фаз по кривым ИТК; б — график
маисимости а^ТК от приведенного давления Рпр (цифры на кривых — тангенс угла на-
клона кривой ИТК, а”™. “с/%)_
Уравнение материального баланса процесса однократного испарения
Xpi = eyt + (1 — е) Xi
при заданном значении состава сырья и доли отгона е в координатах —X/ яв-
ляется прямой АВ, положение которой определяется точкой А на диагонали диа-
1]>аммы с координатой Xai=Xh и точкой В на оси ординат с. координатой ув1=
•“XBi/e. Точка С пересечения прямой АВ и соответствующей кривой а'1тк опреде-
ляет составы равновесных фаз. Таким образом, для определения равновесных со-
стаиов у, и Xi необходимо предварительно найти содержание условных компо-
нентов в сырье Xfi при соответствующих значениях аитк и для каждого из полу-
ченных значений Хн найти указанным выше методом значения yt и X;.
Мольная доля отгона е широких нефтяных фракций с доста-
точной для практики точностью может быть вычислена в зависи-
мости от среднемольной температуры кипения смеси #ср.„ (°C) и
юмпературы системы t при помоши следующего эмпирического
уравнения [63]:
е — А — Btср м (В — С//ср м) t
Коэффициенты А, В и С для температурных интервалов выки-
пания tH.K. — tx.K. приведены ниже:
'н.к-'к.к- °C А в с ^и.к ^к.к’ СС А в с
100 0,7125 3,6096 3,1846 250 0,02191 1,0129 0,5554
150 0,3315 1,9944 1,5322 300 0,00820 0,6607 0,1821
200 0,01965 1,4606 1 ,0 350 0,00520 0,5580 0,0
кик видно из приведенного уравнения при t=tcp.M е=А—С.
73
Температура начала кипения по кривой ОИ /НИ для фракции
с концом кипения ^200 °C может быть вычислена в зависимости
от давления системы Р (кПа), среднемольной температуры кипе-
ния смеси /ср.м (°C) и температуры начала кипения фракции /н.к
(°C), по уравнению, полученному в работе [64]
lg(t™-C)=AlgP + B
где коэффициенты А, В и С равны:
А =0,20581 — 0,1048/нк
В = 1,73216+ 1,3310 Ю-з/ср.м —0,6597 10-е
С--0,575Ии.к — 126
2.6. Особенности расчета однократной
перегонки мазута
Однократная перегонка мазута проводится обычно в вакууме
при нагреве мазута в трубчатых печах до температуры ниже тем-
пературы начала термического разложения тяжелых фракций с
последующим движением парожидкостной смеси в трансферном
трубопроводе и сепарации образовавшихся фаз в разделителе или
в секции питания вакуумной колонны. При перегонке в глубоком
вакууме потери напора в трансферном трубопроводе становятся
соизмеримыми с давлением в разделителе, и перепад температур
в трансферном трубопроводе достигает 20—30 °C. В связи с этим
простую вакуумную перегонку мазута следует рассматривать как
процесс изоэнтальпийного расширения смеси при дросселировании.
При этом расчет температуры и доли отгона мазута на входе в
фазный разделитель необходимо проводить одновременно с гид-
равлическим расчетом трансферного трубопровода. Кроме того,
следует учитывать, что на входе в фазный разделитель не дости-
гается состояние равновесия из-за малого времени пребывания
парожидкостной смеси в трансферном трубопроводе и большего
объема паров по сравнению с жидкостью.
Гидравлическое сопротивление движению парожидкостной сме-
си в трансферном трубопроводе АР (Па) при кольцевом режиме
течения FrCM_>300 и р>0,95 можно рассчитать по формуле [65]:
/ I \
где X — коэффициент трения; £ — коэффициент местных сопротивлений; I и £>Тр —
длина и диаметр трубопровода, м; w — скорость парожидкостной смеси, м/с;
рс — плотности парожидкостной смеси прн расходном (0) и истинном (<р) паро-
содержании соответственно, кг/м3; АН — разность высоты отметок начала и кон-
ца трубопровода, м; FrCM — критерий Фруда для смеси.
74
Для вычисления перечисленных параметров используют следу-
ющие уравнения:
% = [(5,4267—5,271₽) /Fi~+(0,21311 — 0,2153₽) FrcJ-10-2
ф = 1 — [(0,565 — 0,00024FrCM) /1 — 0 + (0,0132FrCM + 9) (1 — ₽)]
р Уп + Уж
ггсм - gD . Р- Vn + Уж ’ 0,785L>2
рр = Рпр + Рж (1 -Р) Рс = Рпф + Рж (1 — ф)
для труб с углом наклона 90° в вертикальной плоскости:
£ = (2,0578 VFr^ — 0,02969FrCM + 39,103) + (0,02971FrCM —
— 2,0622 — 38,733) [₽ — exp (3200 In ₽ + 0,0049FrCM — 6)]
для труб с плавным поворотом на угол а (г — радиус кривизны
трубы, м): £=[0,131 + 0,163(£)/г)3’5]-а/90.
Расчет по приведенным уравнениям выполняют в поверочном
варианте с задаваемой трассой трубопровода и его диаметром.
Расчет выполняют также при заданных параметрах потока на
выходе из печи: максимальной температуре нагрева мазута в печи
и давлении, обеспечивающем испарение мазута с долей отгона па-
ровой фазы, равной сумме дистиллятных фракций. Расчет прово-
дят методом последовательного приближения, принципиальная
блок-схема расчета показана на рис. 1-36, Для повышения точно-
сти расчета трубопровод следует разбить на несколько участков.
Для учета степени неравновесное™ фазового состояния мазу-
та вводится коэффициент неравновесное™ Е, определяемый выра-
жением [66]: L/V=E(L/V)* (£>1),
где £/V=(l—е)/е; (L/V)*— соответствует условию равновесного состояния фаз.
Зависимости коэффициента Е от фактического времени пребывания потока в
трансферном трубопроводе тф и соотношения фактического времени пребывания
Потока к расчетному (Тф/т₽) от критерия Ргси=и'сМ/(§Ртр), полученные в резуль-
1ктс обработки экспериментальных данных по работе промышленных вакуумных
колонн, показаны на рис. 1-37; шсм — скорость парожндкостной смеси в трубопро-
воде, определяемая из соотношения, м/с, юсм= (V„+V„)/0,785DT)1 (£>тр — диаметр
| рубопровода, м; V — объем паров, м3/с).
I'm I 36. Принципиальная блок-схема расчета однократного испарения мазута в
трансферном трубопроводе.
75
150200 WO 500 800 Fr,M
(7,4 0,6 0,8 1,0 1,2 'Cg,
Рис. 1-37. Зависимости коэффициента нерав-
новесности мазута Е от фактического вре-
мени пребывания потока в трансферном
трубопроводе Тф (/) и соотношения факти-
ческого и расчетного времени пребывания
потока мазута в трансферном трубопрово-
де Тф/Тр от критерия Фруда FrCM (2).
Учет истинного фазового состояния мазута резко меняет на-
грузки по пару и жидкости в вакуумной колонне. Так, при £=1,78
жидкостная нагрузка тарелок концентрационной части колонны
падает по сравнению с расчетной по условию равновесного одно-
кратного испарения на 30—70%, а при £=2,4 — на 40—90%. Сле-
довательно, вакуумная колонна, рассчитанная без учета отклоне-
ния фазового состояния сырья от равновесного, будет работать не-
эффективно.
Большое влияние на неравновесное состояние мазута оказыва-
ет также чрезмерный расход водяного пара в змеевик печи. Для
приближения парожидкостного потока мазута к равновесным ус-
ловиям на входе в вакуумную колонну рекомендуется время пре-
бывания его в трансферном трубопроводе поддерживать не менее
0,85 с, а расход водяного пара, подаваемого в змеевик лечи,— не
более 0,3% (масс.).
3. РЕКТИФИКАЦИЯ НЕФТЯНЫХ СМЕСЕЙ
3.1. Основы технологии перегонки и ректификации
нефтяных смесей
Перегонка и ректификация нефтяных смесей предназначены
для разделения нефти на широкие или узкие фракции, для разде-
ления широких нефтяных фракций на узкие или для выделения
из нефтяных фракций практически чистых индивидуальных ком-
понентов.
Получение нескольких узких фракций из исходной смеси про-
изводится с помощью последовательно работающих простых ко-
лонн, соединенных между собой прямыми или прямыми и обрат-
ными паровыми и жидкостными потоками.. В последнем случае
система простых колонн конструктивно выполняется в виде одной
сложной колонны с отпарными или укрепляющими секциями. На-
пример, при разделении нефтяной смеси на три дистиллятные
фракции и остаток технологические схемы разделения могут быть
оформлены в виде пяти различных вариантов (рис. 1-38) трех-,
двух- или одноколонных схем. Из двух возможных вариантов двух-
76
I’lie. 1-38. Варианты технологических схем ректификации нефтяных смесей F на
три дистиллятные фракции (Dt, D2, Ds) и остаток (В7):
а многоколонные схемы; б — двухколонные схемы; в — одноколонные схемы.
колонных схем на рисунке приведен один. Для перегонки нефти
и широких нефтяных фракций наиболее часто применяют четвер-
п.1й вариант одноколонной схемы; для перегонки мазута — второй
и четвертый варианты двухколонных схем или четвертый вариант
одноколонной схемы; для ректификации бензиновых фракций и
углеводородных газов в основном применяют многоколонные схе-
мы разделения.
Технологические схемы установок должны обеспечивать пере-
работку исходной смеси с получением заданных продуктов при
возможных колебаниях или изменениях в составе и расходе сырья,
77
а также ассортименте продуктов. Для условий нефтепереработки
последнее обстоятельство очень важно, так как на переработку
поступает обычно смесь различных нефтей, расход и состав кото-
рой в течение года может сильно меняться.
При выборе оптимальной технологической схемы разделения
рассматривают также возможность и целесообразность комбини-
рования нескольких технологических процессов в одной установке
или в одном блоке.
Таким образом, современные разделительные установки долж-
ны быть не только высокопроизводительными и экономичными, но
и обладать большой технологической гибкостью, т. е. возможно-
стью перерабатывать сырье с получением разных продуктов. Син-
тез технологических схем перегонки и ректификации нефтяных сме-
сей с анализом используемых в промышленности конкретных схем
подробно рассматривается в последующих главах книги.
При выборе основных параметров разделения (Р и t) исходят
в первую очередь из экономичных условий разделения: давление
и температура колонн вверху должны быть такими, чтобы верх-
ний продукт можно было сконденсировать водой, воздухом или
имеющимся на установке недорогим хладоагентом (обычно пропа-
ном). В то же время температура должна быть достаточно низ-
кой с тем, что нижний продукт можно было испарять с помощью
имеющихся средств подогрева. При перегонке нефти и мазута не-
обходимо также следить за тем, чтобы максимальная температу-
ра нагрева была не выше температуры термического разложения
продуктов и чтобы она была не выше критической температуры
нижнего продукта. При разделении нефти и широких нефтяных
фракций лучше поддерживать как можно меньшее давление, близ-
кое к атмосферному, с тем, чтобы обеспечить наиболее высокую
эффективность разделения смеси. При разделении легких углево-
дородных газов, обладающих высокой летучестью, часто исполь-
зуют пониженное давление, охлаждая верх колонны специальны-
ми хладоагентами.
3.2. Ректификация в вакууме и с водяным паром
Для четкого разделения термически нестойких нефтяных сме-
сей, например мазута, широких масляных фракций или смеси этил-
бензола и стирола на узкие фракции или на индивидуальные ком-
поненты, применяют ректификацию в вакууме и с водяным па-
ром. При организации разделительного процесса в вакууме глав-
ным является выбор давления перегонки и допустимого времени
пребывания жидкости в зоне максимального нагрева, соответству-
ющих заданной степени термического превращения сырья.
Давление процесса вначале принимается таким, чтобы темпе-
ратура нагрева сырья была ниже начала его термического разло-
жения. Время пребывания жидкости в зоне максимальных тем-
ператур определяется из условия термической стабильности
сырья. Очевидно, чем более высокой принимается температура на-
78
грева сырья, тем меньше должно быть время ее нагрева для обес-
печения заданной степени превращения вещества. На практике,
и частности при перегонке нефти или мазута, максимальная тем-
пература нагрева сырья меняется в довольно широких пределах,
обусловленных природой сырья и различным временем пребыва-
ния сырья в печи и трансферном трубопроводе.
При наличии данных по термической стабильности и заданной
температуре нагрева сырья допустимое время нагрева может быть
найдено на основе индекса стабильности сырья (юм. стр. 52).
Например, для смеси этилбензол — стирол, принимая максимальную темпера-
туру нагрева 90 °C при Р=178 гПа, находим при индексе стабильности /=2,5 мак-
симальное время пребывания жидкости в низу колонны (в зоне максимального
нагрева) при степени превращения стирола 0,1 % равным
( 10/ V ( 102.6 у
T = \ 0.754Р / \ 0,754 178 ] = 6 мин
Давление глубоковакуумной перегонки существенным образом
зависит также от правильного выбора оборудования. Так, пере-
пад давления АР внутренних устройств аппарата должен быть
меньше максимального давления перегонки, т. е. АР<РНиза- Для
обеспечения равномерного распределения нагрузок по высоте ко-
лонны лучше придерживаться более жесткого ограничения:
АР^0,7РНиза-
Одним из ограничений при выборе давления является также
температура конденсации верхнего продукта, которая должна
быть не ниже температуры его застывания. Такой случай имеет
место, например, при перегонке парафинистых мазутов.
Для ректификации смесей с индексом стабильности 7<2 ис-
пользуют в основном аппараты молекулярной дистилляции и на-
садочные колонны. Тарельчатые колонны обычно обеспечивают
удельное сопротивление АР/Л^^2,66 гПа на 1 теоретическую та-
релку и поэтому для разделения таких смесей непригодны.
Таким образом, выбор давления перегонки является типичной
оптимизационной задачей. Один из вариантов решения этой за-
дачи без учета времени пребывания жидкости в зоне максималь-
ного нагрева рассматривается для случая вакуумной перегонки ма-
зута в работе [67].
При ректификации водяной пар применяется для отпаривания
легких фракций от топливных или масляных дистиллятных фрак-
ций, а также от остатков перегонки — мазута и гудрона. Основное
действие, которое оказывает водяной пар,—'снижение парциаль-
ного давления углеводородных паров, благодаря чему отпарива-
ются легкие фракции. Поскольку при отпаривании тепло отнима-
ется от самого потока, температура его понижается, и поэтому по
мере увеличения расхода водяного пара масса отпариваемых
фракций резко уменьшается. На рис. 1-39 показан типичный гра-
фик зависимости массы отпариваемых фракций при атмосферном
давлении от необходимого расхода водяного пара [68]. Как видно
79
Рис. 1-39. Зависимость массы отпариваемых фракций от расхода водяного пара:
а — при 3 т. т. (4 реальных); б — при 8 т. т. (10 реальных); в — при I т. т.; 1—дизельное
топливо (газойль); 2— керосин; 3— бензин; 4 — отбензиненная нефть; 5 — при бесконечном
числе тарелок.
из графика, масса нефтяных паров G изменяется экспоненциально
от расхода водяного пара Z: при малом расходе Z она резко уве-
личивается и при значениях (Z/pt)-102=5—7% (масс.) и выше
практически не меняется (здесь рг — плотность отпариваемых
фракций, г/см3). Следовательно, увеличивать расход водяного па-
ра целесообразно только до определенных пределов. Наибольший
эффект влияния водяного пара на отпаривание проявляется при
расходе его, равном 1,5—2,0% (масс.) на исходное сырье, что со-
ответствует максимальному отпариванию паров до 25% (масс.).
Общий расход водяного пара в атмосферные колонны для пе-
регонки нефти составляет 1,2—3,5% (масс.), а в вакуумные ко-
лонны для перегонки мазута 5—8% (масс.) на сырье. При указан-
ных расходах доля водяного пара в общем потоке паров в колон-
не колеблется от 8 до 50% (об.).
Применение водяного пара при перегонке нефти и нефтяных
фракций имеет и ряд отрицательных моментов:
увеличивается стоимость затрат на перегонку, так как наря-
ду с затратами на получение пара необходимы значительные за-
траты и на его конденсацию;
увеличиваются нагрузки колонны по парам, что приводит к
чрезмерному уносу жидкости между тарелками (или при умерен-
ных уносах жидкости необходимо применять колонны больших
диаметров);
снижается парциальное давление нефтяных паров, вследствие
чего уменьшаются температуры перегонки и ухудшаются условия
регенерации тепла и теплообмена;
ухудшается массообмен в присутствии водяного пара, выпол-
няющего в данном случае роль инертного компонента;
увеличивается сопротивление в трубопроводе от колонны до
вакуумсоздающей аппаратуры, вследствие чего повышается дав-
ление в колонне;
обводняются нефтепродукты и поэтому требуется дополнитель-
ная их обработка (содержание воды в обводненных нефтепродук-
80
тах составят: 0,02—0,03% в бензине, 0,013—0,02% в керосине,
0,01—0,015% в дизельном топливе).
Перечисленные недостатки заставляют ограничивать расход
водяного пара или по возможности исключать полностью его при-
менение.
3.3. Характеристики Четкости ректификации
нефтяных смесей
В промышленных аппаратах никогда не достигается четкое
разделение нефтяных смесей. На рис. 1-40 показано положение
кривых ИТК исходной смеси и продуктов перегонки при четком и
нечетком делении на две и три фракции.
Четкость погоноразделения нефтяных смесей характеризуется
следующими показателями: групповой чистотой получаемых фрак-
ций и отбором фракций от потенциала. Групповой чистотой фрак-
ций называется доля дистиллятных компонентов в дистилляте или
Рис 1-40. Кривые ИТК исходной смеси и продуктов перегонки при четком (кри-
вые 2, 4, 6) и нечетком (кривые 3, 5, 7) делении смеси на две (/) и три (II)
фракции:
л, б — соответственно раздельное и совместное изображение кривых ИТК сырья и продук-
ции перегонки;
/ ==» для сырья; 2, 3 — для дистиллята; 4, 5 — для остатка; 6, 7 — для боковых (промежу-
точных) погонов;
* i=ll
— фактический отбор продуктов.
I 1502
81
си не равна температуре заданного от-
бора смеси по кривой ИТК — ^тк.
Для определения температуры tK предлагается использовать
точку пересечения кривых «температура кипения — угол наклона
кривых ИТК» (t—а) для сырья, дистиллята и остатка [69]. Об-
щая точка пересечения их и является температурой tK (рис. 1-41).
Ориентировочно можно принять, что Гк=‘к •
Налегание температур кипения соседних фракций косвенно ха-
рактеризует чистоту фракций. На практике эта характеристика
используется более часто нежели групповая чистота фракций.
Различают налегание температур начала и конца кипения сосед-
них фракций (Л/к'к-н.к), 95 и 5% отгонов соответственно легкой и
тяжелой фракций по кривым НТК (Д/<95-5>%) » или стандартной
разгонки (Д^(85-5)% ) При четком делении смеси может быть раз-
рыв между температурами 95 и 5% отгонов по стандартной раз-
гонке и тогда Дцэе—5>% <0.
Анализ процесса ректификации нефтяных смесей показывает,
что основными компонентами, загрязняющими дистиллят Дхщ и
остаток Дхич (рис. 1-42), являются компоненты, прилегающие к
температурной границе деления смеси [69]; доля остальных за-
грязняющих компонентов и Дхц?2 падает по мере удаления
температуры кипения их от температурной границы деления.
Таким образом, трудность разделения исходной нефтяной сме-
си будет определяться характером кривой ИТК (в основном, тан-
генсом угла ее наклона) и долей
отбора фракций. Очевидно, чем
больше ctIITK и чем больше доля
отбора фракций, тем легче разде-
ляется смесь. Следовательно, чем
шире температурные пределы вы-
кипания сырья и продуктов пере-
Рис. 1-42. Кривые ИТК сырья (/) и про-
дуктов перегонки (2, 3) и зависимость
доли компонентов, переходящих в дис-
тиллят, от температуры кипения (4).
82
гонки, тем чище получаются продукты и, наоборот, выделение бо-
лее узких фракций при прочих равных условиях приводит к боль-
шему содержанию в них загрязняющих компонентов, т. е. к мень-
шему извлечению целевых потенциальных компонентов. Итак, чем
уже фракции, тем труднее их выделить из исходной смеси.
Существенное влияние на четкость разделения оказывает так-
же число тарелок в колоннах (число теоретических тарелок и
эффективность реальных тарелок), флегмовые и отпарные числа.
В связи с тем, что наиболее важные характеристики эксплуа-
тационных свойств нефтепродуктов зависят от фракционного со-
става дистиллятов, вопрос о четкости погоноразделения имеет ре-
шающее значение. Для всех легких продуктов (включая дизель-
ное топливо) фракционный состав сам по себе является важной
характеристикой их свойств (полный фракционный состав для бен-
зинов, начало и конец кипения для керосинов и дизельного топли-
ва).
Пределы температур выкипания дизельного топлива могут
колебаться в широких пределах. Верхний предел для легких
фракций фиксируется температурой вспышки и плотностью, в то
время как для высококипящих фракций из сернистого сырья —
кислотной стойкостью материалов.
Наиболее важной характеристикой высококипящих масляных
фракций, используемых как сырье для установки каталитического
крекинга, является не столько фракционный состав, сколько кок-
совое число по Конрадсону для остатка, определяющее тенденцию
к закоксовыванию катализатора.
Для базовых масляных фракций считается, что фракционный
состав имеет несравнимо меньшее значение, чем вязкость, и по-
этому выбор пределов выкипания масляных фракций определяет-
ся в основном заданными свойствами фракций по вязкости. Бо-
лее подробно вопрос о выборе фракционного состава топливных
и масляных фракций рассматривается в последующих главах.
Характеристиками качества топлив по ГОСТ 2177—66 допуска-
ются следующие значения налегания температур кипения смежных
фракций при перегонке нефти А/(9&^)% :
Бензин — керосин i............................ И—14
Дизельное топливо легкое — керосин . . 14—28
Дизельное топливо тяжелое — дизельное топливо
легкое........................................ 6—8
Газойль — дизельное топливо тяжелое . . 6
Следовательно, высокие эксплуатационные характеристики ка-
чества топлив в большинстве случаев будут получены при нале-
ппши температур кипения соседних фракций в пределах 10—
15 С. За рубежом в качестве критерия высокой разделительной
пособности атмосферной колонны рекомендуются следующие раз-
ii*
83
Рис. 1-43. Зависимость четкости ректификации между бензином и керосином (а)
и между боковыми продуктами (б) в атмосферной колоиие от произведения
флегмового числа R и числа реальных тарелок N' в соответствующей секции.
рывы температур кипения соседних фракций по стандартной раз-
гонке [70]:
Л'(95-5) %’ °С
Легкий бензин — тяжелый бензин . 11—17
Тяжелый бензин—керосин . . . 14—28
Керосин — дизельное топливо ... 6
Дизельное топливо — газойль ... 6
Для определения четкости ректификации нефтяных смесей в
виде температур налегания или разрыва соседних фракций ис-
пользуют различные эмпирические методы.
По Пэки [71] четкость ректификации между бензином и ке-
росином в атмосферной колонне определяется с помощью кривых
на рис. 1-43, а в зависимости от произведения флегмового числа
84
Рис. 1-44. Зависимость налегания фракций
^(95—5)%(разг°нка по Богданову) от произ-
ведения флегмового числа на число тарелок
в секциях вакуумной колонии RN':
1 — верхняя секция; 2 — для колонны с верхним
орошением; 3 — для колонны с промежуточными
циркуляционными орошениями, расположенными
выше вывода дистиллята.
на число реальных тарелок в соот-
ветствующей секции основной ко-
лонны RN' и разности температур
выкипания 50% отгонов по кривой
стандартной разгонке получаемых
продуктов четкость ректификации между боковыми про-
дуктами атмосферной колонны определяется с помощью кривых
на рис. 1-43,6.
По Одинцову [72], четкость ректификации мазута на масля-
ные фракции в вакуумных колоннах может быть определена по
графику, представленному на рис. 1-44. Как видно из рисунка, при
уменьшении числа тарелок и флегмового числа, соответствующих
RN'<15, четкость ректификации резко уменьшается.
По Мановяну [73], четкость ректификации нефти на топлив-
ные фракции в атмосферных колоннах может быть определена из
соотношения:
Д'кк-н.к = 182/(TW')o,3 - 100
Соотношение между характеристиками четкости ректификации
мазута в атмосферной колонне по кривым ИТК и стандартной раз-
гонки (Д/(9б^5)о/о и Д/(95-5)% ) определяется графиком, представ-
ленным на рис. 1-45, а [15, 74], а зависимость выхода соответст-
вующих фракций (В, %) от одного из показателей четкости рек-
тификации— на рис. 1-45, б [15].
Рис. 1-45. Зэвисимости между характеристиками четкости ректификации мазута в
атмосферной колонне по кривым стандартной разгонки и ИТК (а) и выхода бен-
зиновых и керосиновых фракций (В, %) от налегания температур кипения сосед-
них фракций по кривым стандартной разгонки (б):
/ керосин — дизельное топливо; 2 — бензин — керосин; 3 — керосин; 4 — бензин.
85
Рассмотрим еще эмпирические методы определения общей эф-
фективности тарелок в ректификационных колоннах для разделе-
ния нефтяных смесей.
Для колонн с колпачковыми тарелками общая эффективность
т], % (общий к. п. д.) может быть вычислена в зависимости от ди-
намической вязкости жидкости р. (Па-с) и коэффициента относи-
тельной летучести а разделяемой смеси [75]:
для ректификационных колонн
1g 4 = 1,67 - 0,25 1gфа) + 0,3 IgL/V + 0,75
для абсорберов
1g ч = 1,6 — 0,38 1g тМр/рж + 0,25 IgL/V + 0,3 (s + 0,5х) + 0,68
где s — статическое погружение прорезей, м; х — высота прорезей, м; V, L —
мольные расходы пара (газа) и жидкости; рж— плотность жидкости, кг/м3; т=
=dy/dx— тангенс угла наклона касательной к равновесной кривой; М — молеку-
лярная масса жидкости.
Пример. Определить эффективность колпачковых тарелок по приведенным
уравнениям для следующих условий: L/V=l,7; а=2; т=1,5; ц=1000 Па-с; М=
= 150; рж=800 кг/м3; s=0,03 м; х=0,06 м.
Для ректификационных колонн имеем:
1g 4= 1,67 — 0,25 1g (1000-2)+0,3 1g 1,7+ 0,75= 1,664
Ч = 46,1%
и для абсорбционных колонн получим:
1,5 150 1000
1g 4=1,6-0,38 lg 800------+0,25 1g 1,7 +
+ 0,3 (о,03+ Д^-) +0,68 = 1,425
Ч = 26,6%
Особо низкая эффективность тарелок отмечается в вакуумных
колоннах установок АВТ при неудовлетворительном качестве их
монтажа и неоптимальных условиях работы: общий к. п.д. изме-
няется тогда в пределах от 18 до 30% [76]. В то же время при
оптимальных условиях работы, когда нагрузки по пару достига-
ют порядка 80% предельных, эффективность всех тарелок атмос-
ферной колонны для перегонки нефти и колонн вторичной пере-
гонки бензина выравнивается, становится практически одинаковой,
равной 50—60% [77].
В колоннах с желобчатыми тарелками установки вторичной
перегонки бензинов средний к.п.д. тарелок при нагрузке по па-
рам 30—50%) от допустимой составил 45—-56%) (большие цифры
для концентрационной части колонны и меньшие для отгонной)
[78].
Средняя эффективность клапанных тарелок в колоннах вто-
ричной перегонки бензинов установки ЭЛОУ АВТ-6, по данным
1[79], составила 40—50%).
86
Рис. 1-46. Зависимость общего к. п. д. тарелок ц
различных конструкций в колоннах стабилиза-
ции прямогонных бензинов от фактора нагруз-
ки по пару Щ'Рп :
1 — одно- и двухпоточные тарелки из Б:образных эле-
ментов; 2 — двух- и четырехпоточные тарелки кла-
панные прямоточные.-
Эффективность различных конструкций тарелок в колоннах
стабилизации прямогонных бензинов была определена в работах
[77] по результатам обследования промышленных колонн. Резуль-
таты анализа общего к.и.д. тарелок rj приведены на рис. 1-46 в
зависимости от фактора нагрузки по пару шрп 5 в свободном се-
чении колонны.
3.4. Расчет ректификации нефтяных смесей
Расчет ректификации нефтяных смесей производится путем
решения системы уравнений материального баланса, фазового
равновесия и теплового баланса на каждой тарелке. Такой расчет
называют термодинамическим расчетом и выполняют его на ЭВМ.
Особенности расчета ректификации нефтяных смесей обусловлены
в первую очередь непрерывным характером разделяемой смеси и
специфическими требованиями, предъявляемыми к продуктам рек-
тификации.
Способ представления состава нефтяных смесей влияет на фор-
му записи исходной системы уравнений математического описания
процесса и на особенности расчета процесса ректификации. При
интегральном методе представления непрерывной смеси все рас-
четные уравнения сохраняют свой вид, как и для дискретных сме-
сей, если в них заменить концентрации компонентов дифференци-
альными функциями распределения состава смеси. Например,
уравнения материального баланса и фазового равновесия при рек-
тификации непрерывной смеси в простой колонне принимают сле-
дующий вид:
FxF(t) = DxD(t) + Wxw(t)
x(t)
где y(t) и x(t) — функции распределения состава (температур кипения) паровой
и жидкой фаз непрерывной смеси; xF(t), xD(t), xv(t) — функции распределения со-
става сырья, дистиллята и остатка; k(t) — константа фазового равновесия ком-
понента, имеющего температуру кипения t.
Расчет ректификации непрерывных смесей на основе интег-
рального метода представления состава смеси сводится к нахож-
дению кривых функций распределения состава при тех же потоках
и числах теоретических тарелок [80]. В целом порядок термоди-
намического расчета процесса ректификации при интегральном
методе представления состава непрерывной смеси не меняется,
87
Рис. 1-47. Принципиальная блок-схема основного варианта сложной программы
для расчета ректификации нефтяных смесей.
однако на практике он реализуется более сложно, так как метод
условных компонентов требует решения системы нелинейных ал-
гебраических уравнений, а интегральный — решения системы нели-
нейных дифференциальных уравнений математического описания.
Численное решение системы дифференциальных уравнений требу-
ет применения также приближенных методов интегрирования. В то
же время сравнение результатов термодинамических расчетов
ректификации нефтяных смесей на основе интегрального и диф-
ференциального методов представления состава непрерывных сме-
сей показало, что в большинстве случаев дифференциальный ме-
тод дает такую же точность расчета, как и интегральный при пра-
вильной дискретизации непрерывной смеси. В связи с этим метод
условных компонентов получил наибольшее распространение при
термодинамическом расчете ректификации нефтяных смесей.
Другой особенностью расчета процесса ректификации нефтя-
ных смесей является необходимость комплексной оценки свойств
получаемых продуктов. Как известно, расчет процесса ректифика-
ции выполняется с целью определения таких условий его проведе-
ния, которые обеспечивают получение продуктов с заданными
эксплуатационными свойствами. В то же время большинство экс-
плуатационных свойств нефтепродуктов определяется не темпера-
турными пределами выкипания получаемых фракций, лежащих в
основе термодинамического расчета процесса ректификации. Это
вызывает необходимость использования дополнительных расчетов
для перехода от эксплуатационных свойств нефтепродуктов к тем-
пературам выкипания нефтяных смесей или для обратных пере-
счетов.
Для иллюстрации отмеченных выше особенностей расчета про-
цесса ректификации нефтяных смесей рассмотрим описанную в
работе [81] комплексную программу расчета на ЭВМ. На рис. 1-47
в виде принципиальной блок-схемы показана программа расчета
процесса ректификации нефтяных смесей. Программа состоит из
88
трех частей: 1 — программа подготовки к расчету тарельчатой мо-
дели колонны; 2 — программа самого расчета колонны; 3—про-
грамма выдачи на печать результатов расчета колонны, а также
вычисления различных показателей процесса ректификации.
Задание 1 — кривая ИТК сырья; задание 2 — требование на содержа-
ние примесей в продуктах; задание 3 — условие подачи сырья в колонну;
подпрограмма 1 — разбиение непрерывной исходной смеси на условные
дискретные компоненты и переход от кривой ИТК к концентрациям компонентов;
подпрограмма 2 — расчет по линейной модели ориентировочных значений
показателей четкости и температурных границ разделения и далее на их основе
расчет величин отборов продуктов; подпрограмма 3 — расчет доли отгона
сырья на входе в колонну и определение их энтальпии; подпрограмма 4 —
поверочный расчет тарельчатой модели ректификационной колонны с определением
состава продуктов, температуры и величины потоков пара и жидкости на та-
релках; подпрограмма 5 — ручное или машинное изменение параметров
задачи, числа тарелок или режима работы колонны; подпрограмма 6 — уточ-
нение содержания примесей в продуктах на основе обратного перехода от услов-
ных дискретных компонентов к непрерывной смеси; подпрограмма 7 — рас-
чет составов продуктов из концентраций в кривые ИТК и стандартной разгонки
и вычисление дополнительных показателей качества нефтепродуктов.
В первой части программы по заданным температуре и давлению на
входе в колонну определяют долю отгона сырья, составы паровой и жидкой фаз и
их энтальпии. Состав сырья, заданный кривой ИТК, вводят в машину в виде коор-
динат дискретных точек. Аналогичным образом вводят кривые зависимости сред-
них молекулярных масс и плотностей компонентов от их температур кипения.
Задание на дискретизацию записывают в виде таблицы температурных границ
условных компонентов (ее готовят вручную или вводят в качестве готового мас-
сива). Истинные дискретные компоненты иа кривой ИТК изображаются ступе-
нями, при этом для представления каждого компонента требуются две координа-
ты. В порядке подготовки данных для расчета массовые концентрации и массо-
вый расход сырья переводят в мольные величины.
Вторая часть основной программы выполняет собственный расчет та-
рельчатой модели колонны.
Третья часть программы осуществляет выдачу на печать результатов
расчета, а также вычисление дополнительных показателей качества нефтепродук-
тов. Например, по специальным программам кривые ИТК пересчитываются в кри-
вые фракционной разгонки, определяются основные характеристики четкости рек-
тификации, температуры вспышки и кристаллизации дизельных топлив, октано-
вые числа бензинов и т. д.
Точный термодинамический расчет ректификации нефтяных
смесей представляет довольно сложную вычислительную задачу
из-за сложности технологических схем разделения, используемых
в промышленности, большого числа тарелок в аппаратах, приме-
нения водяного пара или другого инертного агента, из-за необхо-
димости дискретизации нефтяных смесей на большое число ус-
ловных компонентов и вследствие нелинейного характера зависи-
мости констант фазового равновесия компонентов и энтальпий по-
токов от температуры, давления и состава паровой и жидкой фаз,
особенно для неидеальных смесей. Таким образом, основная слож-
ность расчета ректификации нефтяных смесей заключается в вы-
сокой размерности общей системы нелинейных уравнений. В связи
с этим для разработки надежного алгоритма расчета целесообраз-
но понизить размерность общей системы уравнений, представив
непрерывную смесь, состоящей из ограниченного числа условных
8»
Рис. 1-48. Принципиальная схема
произвольной структуры процессов
перегонки и ректификации нефтя-
ных смесей.
N I m 1
Г
№=j " £=j J
1^4+ Efjt
MJ к Jh 1„1 J1
Li
L
'jt компонентов, и проводить
расчет не по теоретическим
тарелкам, а по группе таре-
лок без подвода и отбора
потоков, т. е. по секциям.
Подробно такой расчет рас-
смотрен в монографии [82].
Принципиальная схема
произвольной структуры
разделительного процесса с
фазовыми превращения-
ми— простой перегонкой,
ректификацией, отпариванием, абсорбцией, экстракцией и т. п.—
может рассматриваться как противоточный каскад из N секций
(рис. 1-48). В текущую j-ю секцию могут подаваться паровой //
и жидкостной f/ потоки сырья, а также паровые и жидкостные
потоки, выходящие из произвольной k-й секции (k=/=j) в количест-
ве, пропорциональном коэффициентам распределения потоков а#
и °/л. Коэффициенты a,k обозначают долю потока, поступающе-
го в секцию / из секции k. В j-ю секцию может подводиться или
отводиться из секции тепло в количестве Q,.
Общая система уравнений материального баланса, фазового
равновесия и теплового баланса для такой структуры, записанная
в векторно-матричной форме, выглядит следующим образом.
Уравнение общего материального баланса— (Л1):
[Z] (V) = (W)
где (V)—вектор общих паровых потоков; (1Г) = (£>, Д)т— вектор свободных
членов.
Элементы матрицы
щими зависимостями:
[Z] и вектора (W) определяются следую-
при /k
при /= k
N
k=i
zjk =
7л=-1
где при ji = k a'-k = —1
p p
i=l i=l
«0
Уравнения покомпонентного материального баланса—(М),
ИИ (Х)г = (B)t
при / = k =
^=0
„ у-'
Syf-1
s7i = ^i(7'>,P>)4;
~аи
Гл1 [KlKvI
где
жидкостных и паровых потоков; (ВУ=(^,№)Т — вектор свободных членов.
Элементы матрицы [Л]/ и вектора (B)t определяются следу-
ющими зависимостями:
при/^А
(^k)i = ajk^ji
M^.= afk
MVlk = avjk
№il
Q ^+l~1
Ui* ~ Sjt-1
— блочная матрица; (Л))т=(/, и)т — вектор покомпонентных
здесь Kii(TIt P,)—константы равновесия i-го компонента; Т/ — эффективная (ха-
рактеристическая) температура; S/i— фактор отпарки.
Уравнения суммирования потоков (ограничения по составу) —
(S3) (j= 1,2,.
р
= —
1=1
Уравнения теплового баланса— (E)j(j=l,2,...,N):
к
Е, = Vrf + L3H} - £ VkHvk avjk - rfHvF -
k=i 1
N
-^L^a^-F^H^Qj
где H'f = f1(T],yJi); = f2(Tt, x3i);
xji ~ у a = }
Наиболее просто приведенная система уравнений решается в
проверочной постановке задачи, когда заданы температуры, со-
ставы и расходы сырьевых потоков (7%, T\F, fjlt fji, Р), давле-
ния по секциям (Pj), число секций (N), числа теоретических таре-
лок по секциям (rij), коэффициенты перетоков а# и и тепло-
91
Исходные
данные
Рис. 1-49. Принципиальная блок-схема расчета процессов перегонки и ректифи-
кации нефтяных смесей.
вне нагрузки по секциям (± Q„ плюс — подвод тепла, минус — от-
вод тепла).
Зависимыми переменными общей системы уравнений в этом
случае являются жидкостные потоки и эффективные темпера-
туры Т,. Включение в исходные данные тепловых нагрузок по всем
секциям обеспечивает, с одной стороны, единообразное математи-
ческое описание процесса разделения и, с другой, — дает воз-
можность, не меняя алгоритма, рассчитывать любой разделитель-
ный процесс: простую перегонку и ректификацию с водяным па-
ром или без такового, абсорбцию, экстрактивную ректификацию
и т. д.
Общая система уравнений решается итерационным путем для
остаточных функций
£'=_____________
' Vj^+LjO1,
р
S'l = 1 - S hi/^i
относительно переменных Lj и Tj.
После посекционных расчетов выполняют прямой расчет рас-
пределения температур, потоков и концентраций компонентов в
92
потоках по тарелкам внутри секций. Методика потарелочных рас-
четов достаточно подробно рассмотрена в монографиях [82, 83].
Принципиальная блок-схема описанного алгоритма расчета при-
ведена на рис. 1-49.
В основу потарелочного термодинамического расчета ректифи-
кации нефтяных смесей в сложных разделительных системах в
работе [84] положены коэффициенты разделения компонентов р,
между смежными секциями колонны. В качестве итерируемых ве-
личин приняты логарифмы коэффициентов разделения T)( = lgj3i,
обеспечивающие получение более стабильного решения. Подробно
с использованием коэффициентов разделения для анализа и расче-
та процесса ректификации можно ознакомиться по работе [84].
Для уточнения состава продуктов по содержанию примесных
компонентов можно воспользоваться методом расчета, предложен-
ным в работе [85]. Разбивая исходную нефтяную смесь на более
узкие фракции, чем в начале расчета (например, на одно- или
двухградусные), уточненные составы продуктов можно опреде-
лить из уравнений общего материального баланса в виде функ-
ций распределения %о(Тп) и по заданному распределению
их в сырье If(T) и найденному профилю распределения темпера-
тур и потоков в колонне — Тп, Ln и Vn:
, ₽ (Л F „ IF
Id(T)~ 1 р (У) ‘ д (Т) Buz (Л — 1 р (7) д (Л
где Р(Л = 10Т1(Г);
Z7T — In ^Р+1 {^Р+2 [ • • ~Ь В + + Ч + 1}
лр{4р_1[...(4р+1)+... + 1]4-1} ’
Л/и = Ln/kinV п, S in — kirX п!
Ln, Vn — потоки жидкости н пара на n-й тарелке; р — иомер тарелки питания,
считая сверху; kin — константа фазового равновесия компонента с температурой
кипения Т, находящейся при температуре Тп и давлении Рп.
Таким образом, при уточнении состава продуктов по приведен-
ным уравнениям вместо итерационного решения исходной системы
уравнений высокой размерности с большим числом компонентов
решается небольшая система уравнений без итераций.
Для расширения возможностей и границ использования рас-
смотренного выше точного термодинамического расчета целесо-
образно комбинировать его с приближенным расчетом (линейной
моделью процесса). Так, если заданы требования на содержание
примесей в продуктах, то по специальной программе могут быть
найдены параметры линейной модели, при которых эти требова-
ния выполняются. При расчете по линейной модели определяют
также величины допустимых потоков, необходимые для получения
заданных значений примесей. Полученную при этом четкость раз-
деления используют для подбора числа тарелок, кратности ороше-
ния или тепловых нагрузок на конденсатор и кипятильник.
93
При расчете перегонки и ректификации неидеальных смесей
для сложных разделительных систем целесообразно: после первой
итерации определить значения констант и энтальпий потоков с
учетом влияния состава смеси, затем для этих значений найти
зависимости их от температур и давлений в виде экспоненциаль-
ных или гиперболических зависимостей и дополнить этими урав-
нениями общую систему уравнений на последующих итерациях и,
наконец, на последней итерации снова уточнить значения кон-
стант и энтальпий с учетом влияния состава смеси.
При расчете ректификации нефтяных смесей, как известно,
наибольшую сложность вызывает расчет перегонки нефти в ат-
мосферной колонне. В связи с этим рассмотрим некоторые реко-
мендации, касающиеся выбора числа тарелок в колонне, расхода
водяного пара, давления процесса и способов определения тем-
ператур потоков для первого приближения в расчете.
В атмосферной колонне обычно принимают следующие числа
тарелок (табл. 1.8). Расход водяного пара, подаваемого в низ ко-
лонны и в отпарные секции, принимается равным 0,2—0,3% (масс.)
на нефть или 2—5% (масс.) на остаток либо продукт. Давление
перегонки нефти определяется условиями конденсации пропан —
бутановой смеси при 40 °C. При минимальной температуре охлаж-
дающей воды «30 °C топливные фракции в верху колонны могут
быть сконденсированы при атмосферном давлении. Поэтому в вер-
ху колонны давление принимается как можно меньшим с тем, что-
бы обеспечить максимальный отбор светлых продуктов при задан-
ной температуре сырья или обеспечить минимальную температуру
сырья при заданном отборе светлых. В емкости орошения реко-
мендуется поддерживать давление порядка 35—70 гПа [70]. При
определении давления в колонне следует учитывать изменение его
по высоте колонны и принимать следующие перепады давления:
между верхней тарелкой и емкостью орошения 350 гПа, на одной
тарелке 10—20 гПа, в трансферном трубопроводе 350 гПа.
Таблица 1.8. Число тарелок в секциях атмосферной колонны
Схема двухкратного испарения [54, 86] Схема однократного испарения [70]
фракции ЧИСЛО тарелок фракции ЧИСЛО тарелок
Бензин — керосин Керосин — дизельное топли- во Дизельное топливо — масля- ный дистиллят Нижний боковой погон (ввод сырья) Остаток Возврат от отпарной ко- лонны Секция циркуляционного орошения 5—6 4—5 4-5 2—4 4—5 3—5 2—3 Легкий бензин — тяжелый бензин Тяжелый бензин — керосин Керосин — легкое дизельное топливо Легкое дизельное топливо — тяжелое дизельное топливо Нижний боковой отбор (секция питания) Отпарная секция 6—8 6—8 4—6 4—6 3—4 4
94
Рис. 1-50. Зависимость температуры жидкости
на тарелке от средней температуры кипения
фракции;
1 — на верхней тарелке; 2 — на тарелке с боковым
отбором.
Температуры жидкости и паров в колонне определяются соот-
ветственно по нулевому и 100%-му отгону по кривым ОИ при
парциальном давлении нефтяных паров. В то же время для ориен-
тировочных или предварительных расчетов температуру флегмы
на тарелках отбора фракций можно определить по температуре
выкипания 50% соответствующей фракции из соотношения
ts = 0.9^50%
или по графику, приведенному на рис. 1-50 [15]. Температура
остатка может быть принята на 20—30 °C ниже температуры по-
тока сырья, а температура фракций, уходящих из отпарных колонн
при подаче в них водяного пара, принимается на 10—15 °C ниже
температуры поступающей на отпаривание жидкости. Разница
температур флегмы, поступающей в отпарную секцию, и бокового
погона, может быть рассчитана также в зависимости от парового
числа p = G/IV/ по уравнению из работы [10] (|при 0 = 0,05—0,5):
Д/= 1430 — 12902—2,3
При подводе тепла в отпарные колонны через кипятильник
температура отпаренных фракций на соответствующее число гра-
дусов должна быть выше температуры поступающей на отпари-
вание жидкости. Температура циркуляционного орошения на вы-
ходе из холодильника должна быть не менее чем па 60—70 °C ни-
же температуры жидкости на тарелке, куда поступает этот поток.
Температура исходной нефти определяется по доле отгона паров е
в секции питания колонны. Последняя рассчитывается в зависи-
мости от принятых отборов фракций e=^Bj, заданной доли пере-
грева однократного испарения нефти в печи а(а = 0,02—
0,05) и парового числа в низу колонны (0iv = G/W):
е = е (1 + 0jv) + а — 0дг
Очевидно, вычисленная температура нагрева нефти должна
быть меньше температуры ее термического разложения.
ЛИТЕРАТУРА
1. Брукс Г. Г. и др. Химия углеводородов нефти. М., Гостоптехиздат. Т. 1, 1958.
552 с.
2. Вигдергауз М. С. Газовая хроматография как метод исследования нефтей.
М. — Л., Химия, 1973. 199 с.
95
3. Медведевская И. И., Осадчая А. И. — Нефтепереработка и нефтехимия. М.,
ЦНИИТЭнефтехим, 1976, № 6, с. 11—14.
4. Мановян А. К-, Байбурский Л. Н„ Хачатурова Д. А. — Труды ГрозНИИ,
1973, вып. 26, с. 96—ПО.
5. Edmister W. С. Applied hydrocarbon thermodynamics, Houston, Gulf Publ. Co.,
1961, v. 1, p. 312.
6. Мановян А. K-, Хачатурова Д. A. — В кн.: Сборник докладов Всес. научно-
техн конф по расширению и уточнению программы исследования нефтей,
Грозный, ГрозНИИ, 1976, с. 106—ПО.
7. Худайдатова Л. Б. и др. — В кн.: Тезисы докладов Всесоюзного совещания по
теории и практике ректификации нефтяных смесей. Уфа, БашНИИ НП, 1975,
с. 108—111
8. Мановян А. К-. Хачатурова Д. А.—Химия и технология топлив и масел, 1970,
№ 1, с. 25—27.
9. Курганов В. М., Новикова 3. У. — Химия и технология топлив и масел, 1979,
№ 1, с. 22—24.
10. Скороход А. А. Канд, дисс., МИНХ и ГП им. И. М. Губкина, М., 1970.
И. Edmister W. С., Okamoto К. К, —Petr. Ref., 1959, v. 38, № 8, р. 117—129.
12. Багатуров С. А., Рзабеков И. И.— Изв. вузов. Сер. Нефть и газ, 1977, № 12,
с. 35—38.
13. Илембитова Р. Н„ Ахмадеева Е. А., Байрамова А. Ш. — Труды БашНИИ НП,
1975, вып. 14, с. 122—134.
14. Gandbhir S S„ Wirk Р. S.— Oil and Gas J., 1971, v. 11, № 1, p. 53—55.
15. Van Winkle M. Distillation. N. Y., McGraw-Hill Book Co., Inc., 1967 684 p.
16. Ritchey K. J., Canfield F. B., Chailand T. B. — Chem. Eng., 1976, v. 83, № 16,
p. 79—88.
17. Всемирное E. В., Зыков Д. Д., Астахов В. И. — Изв. вузов. Сер. Нефть и газ,
1968, Ks 1, с. 49—53.
18. Багатуров С. А. Основы теории и расчета перегонки и ректификации. М., Хи-
мия, 1974, 440 с.
19. Багатуров С А. —Изв. вузов. Сер Нефть и газ, 1975, № 11, с. 47.
20. Эйгенсон А. С., Куликов А. Е.— Труды БашНИИ НП, 1975, вып. 14, с. 114—
121; Худайдатова Л. Б. и др.— Нефтепереработка и нефтехимия. М.,
ЦНИИТЭнефтехим, 1974, № 12, с. 12—14.
21. Дриацкая 3. В., Мхчиян М. А., Жмыхова Н. М. — В кн.: Сборник докладов
Всес. научно-техн. конф, по расширению и уточнению программы исследова-
ния нефтей. Грозный, ГрозНИИ, 1976, с. 5—13.
22. Смольянинова Н. М., Страмковская К. К.— Изв. Томск, политехнич. ин-та,
1976, Ks 268, с. 32—34.
23. Новые нефти восточных районов СССР/Под ред. С. Н. Павловой, 3. В. Дриац-
кой. М., Химия, 1967. 670 с.; Ивченко С. И., Севастьянова Г. В., Сернистые и
высокосернистые нефти Башкирии, Ч. 1 и 2, М., Химия, 1963 — 67.
24. Благополучная Г. Г., Смольянинова Н. М., Федоров А. Ф.—Изв. Томск, по-
литехнич. ин-та, 1974, № 272, с. 89—92.
25. Эйгенсон А. С., Ивченко Е. Г. — Труды БашНИИ НП, 1975, вып. 14, с. 135—
159
26. Жмыхова И. П„ Хоц М. С. —Труды ВНИИ НП, 1976, вып. 18, с. 24—29.
27. Смольянинова И. М., Федоров А. Ф., Благополучная Г. Г. — В кн.: Сборник
докладов Всес. научно-техн. конф, по расширению и уточнению программы
исследования нефтей. Грозный, ГрозНИИ, 1976, с. 136—142.
28. Детушева Э. П„ Хоц М. С., Слабковская О. А. — Химия и технология топлив
и масел, 1976, № 5, с. 20—23.
29. Смольянинов С. И. и др. — Изв. Томск, политехи, ин-та, 1976, вып. 268, с. 38—
41.
30. Расторгуев Ю. Л.—Химия и технология топлив и масел, 1971, № 9, с. 56—
58; Григорьев Б. А. и др. — В кн.: Сборник докладов Всес. научно-технич.
конф по расширению и уточнению программы исследования нефтей. Гроз-
ный, ГрозНИИ, 1976, с. 154—160.
31. Расторгуев Ю. Л., Григорьев Б. А., Немзер В. Н. — В кн.: Сборник докладов
Всес. научно-технич. конф, по расширению и уточнению программы исследо-
96
вания нефтей. Грозный, ГрозНИИ, 1976, с. 150—153; Курганов В. М., Старо-
дубская Г. Я-, Новикова 3. У. — Химия и технология топлив и масел, 1973,
№ 4, с. 59—60.
32. Благополучная Г Г., Федоров А. Ф. — Изв. Томск, политехи, ин-та, 1977,
Ns 300, с. 89—90.
33. Креймер М. Л. и др. — Труды БашНИИ НП, 1975, вып. 14, с. 160—'169.
34. Креймер М. Л. и др. Труды БашНИИ НП, 1975, вып. 14, с. 170—177.
35. Курганов В. М. и др. — Химия и технология топлив и масел, 1977, Ns 3,
с. 55—57.
36. Илембитова Р. Н. и др. — Тезисы докладов Всесоюзного совещания по тео-
рии и практике ректификации нефтяных смесей, Уфа, БашНИИ НП, 1975,
с. 157—160.
37. Strecich М, Kisienmancher И. — Hydrocarb. Processing, 1979, v. 58, Ns 5,
p. 237—241.
38. Жванецкий И. Б., Платонов В. М.— Труды НИИСС, 1975, вып. 7, с. 129—
133.
39. Winn F. W. — Chem. Eng. Progr., Sympos. Ser., 1952, v. 48, p. 121;
Winn F. W. — Petrol. Ref., 1955, v. 33, p. 132; Hadden S. T.. Grayson H. G.—
Petr. Ref., 1958, v. 37, p. 173; Technical Date Book—Petroleum Refiner., API,
Wash., 1971, 705 p.
40. Барсук С. Д. — Газовая промышленность, 1973, Ns 8, c. 47—50.
41. Johnson R. L., Grayson H. G. — Petr. Ref., 1961. v. 40, № 2, p. 123—129.
42. Илембитова P. H., Ахмадеева E. А., Байрамова E. Ш. — Труды БашНИИ НП,
1975, вып. 14, с. 178—182.
43. Благополучная Г. Г., Федоров А. Ф„ Максимов А. К- — Изв. Томск, политехи,
ин-та, 1977, Ns 300, с. 81—85.
44. Barbatu J., Radian С. — Petrol Si Gase, 1962, v. 13, Ns 11, p. 509—510.
45. Гуреев А. А. Применение автомобильных бензинов. M, Химия, 1972, 364 с.
46. Kajikawa Masao е. а. — J. Jap. Petrol. Inst., 1977, v. 20, Ns 7, p. 577—583.
47. Жмыхова H. M. — В кн.: Сборник докладов Всес. научно-техн. конф, по рас-
ширению и уточнению программы исследования нефтей. Грозный, ГрозНИИ,
1976, с. 142—148.
48. Креймер М. Л., Илембитова Р. Н., Ахмадеева Е. А. — В кн.: Тезисы докла-
дов IV Всесоюзной конференции по ректификации. Уфа, БашНИИ НП, 1978,
с. 305—307
49. Московский С. М. и др.—Химия и технология топлив и масел, 1975, Ns 6,
с. 27—29.
50. Мухамедзянов А. X., Зайнуллин Р. Ф. — Научно-технический сборник УФНИИ,
1975, вып. 31, с. 19—25.
51 Креймер М. Л. и др. —Труды БашНИИ НП, 1975, вып. 14, с. 80—91.
52. King R. W. — Brit. Chem. Engng., 1967, v. 42, № 4, p. 196—200.
53. Бухаркин А. К, Коваль Г. И. — Химия и технология топлив и масел, 1979,
Ns 7, с. 16—18; Ns 8, с. 20—22.
54. Bell Н. S. — American Petroleum Refinery. 4-th ed. N. Y., 1958, 538 p.
55. Морозов В. А., Мановян А. К, Биктимиров Ф. С. — Труды ГрозНИИ, 1978,
вып. 22, с 77—83.
56. Пат 1441103, 1972 (Англия)
57. Павлова С. Н., Дриацкая 3. В. — В кн.: Методы исследования нефтей и неф-
тепродуктов. М., Гостоптехиздат, 1955, с. 7—22.
58. Креймер М. Л. и др. В кн : Тезисы докладов Всесоюзного совещания по тео-
рии и практике ректификации нефтяных смесей. Уфа. БашНИИ НП, 1975,
с. 181—183.
59. Мановян А. К-, Хачатурова Д. А. — В кн.: Сборник докладов Всесоюзной
научно-технич. конф, по расширению и уточнению программы исследования
нефтей. Грозный, ГрозНИИ, 1976, с. 102—106.
60. Илембитова Р. Н., Креймер М. Л., Рассказов Р. М. — В кн.: Тезисы докладов
Всесоюзного совещания по теория и практике ректификации нефтяных сме-
сей. Уфа, БашНИИ НП, 1975, с. 184—187.
61. Обрядчиков С. Н. Принципы перегонки нефти М. — Л., Гостоптехиздат, 1940.
320 с.
7—1502
97
62. Edmister U7. C„ Pollok D. H.— Chem. Eng. Progr., 1948, v. 44, p. 905.
63. Каншев K-, Ко ралеки Г., Вылчев Д. — Годиши. Высш, хим.-технол. ин-та, Со-
фия, 1975 (1977), т. 22, № 1, с. 141—147.
64. Вылчев Д„ Атанасов А.— Годишн. Высш, хнм.-технол. ин-та, София, 1975
(1977), т. 22, № 1, с. 65-68.
65. Худайдатова Л. Б. и др.—Труды БашНИИ НП, 1975, вып. 14, с. 60—69.
66. Худайдатова Л. Б. и др. — Труды БашНИИ НП, 1975, вып. 14, с, 47—54.
67. Westbook G. Т. — Petr. Ref., 1961, v. 40, № 2, р. 113—115.
68. Reitchey К. J. е. а, — Chem. Eng., 1976, v. 83, № 16, p. 79—88.
69. Марушкин Б. К. — В кн.: Технология нефти и газа. Вопросы фракционирова-
ния. Сб. УФНИ, Уфа, 1971, вып. 2, с. 157—192.
70. Watkins R. N. Petroleum Refinery Distillation. Houston, Texas, Gulf. Publ. Co.,
1973, 162 p.
71. Packie J. W. — Trans. AJChE, 1941, v. 37, p. 51—78.
72. Одинцов О. K„ Нефтяник, 1975, № 2, с. 12—13.
73. Мановян А. К- Докт. дис. М., МИНХиГП им. И. М. Губкина, 1976.
74. Prater N. Н., Boyd С. W. — Oil and Gas J., 1955, May 2, p. 71.
75. O’Connel H. E.— Trans. AJChE, 1946, v. 42, p. 751; Chu J. C. e. a. —J. Appl.
Chem., 1951, v. 1, p. 529.
76. Мановян А. К- — Труды ГрозНИИ, 1968, вып. 24, с. 39.
77. Мановян А. К, Байбурский Л. К., Одинцов О. К. — Нефтепереработка и неф-
техимия. М., ЦНИИТЭнефтехим, 1965, № 2, с. 9—12; Голомшток Л. И. и др.—
Там же, 1975, № 2, с. 4—6.
78. Мановян А. К. и др. — Химия и технология топлив и масел, 1968, № 7,
с. 29—33.
79. Креймер М. Л. и др. — Труды БашНИИ НП, 1975, вып. 15, с. 21—31.
80. Астахов В. П., Всемирное Е. В., Зыков Д. Д. — Изв. вузов. Сер. Нефть и газ,
1967, № 6, с. 65—68.
81. Сучков Б. А. и др. —Труды ГрозНИИ, 1978, вып. 32, с. ПО—115.
82. Александров И. А. Ректификационные и абсорбционные аппараты. 3-е изд. М.,
Химия, 1978. 280 с.
83. Платонов В. М., Берго Б. Г. Разделение многокомпонентных смесей. М., Хи-
мия, 1965. 368 с.; Холланд Ч. Д. Многокомпонентная ректификация. М., Хи-
мия, 1969. 351 с.; Александров И. А. Массопередача при ректификации и аб-
сорбции многокомпонентных смесей. Л., Химия, 1975. 320 с.
84. Сучков Б. А.—Труды ГрозНИИ, 1978, вып. 32, с. 115—120.
85. Сучков Б. А. и др. — Труды ГрозНИИ, 1975, вып. 29, a 267—275.
86. Nelson W. L. Petroleum Refinery Engineering. 4th ed. N. Y., McGraw-Hill Book,
Inc., 1958, 360 p.
ГЛАВА II
СИСТЕМНЫЙ АНАЛИЗ ПРОЦЕССОВ ПЕРЕГОНКИ
И РЕКТИФИКАЦИИ НЕФТЯНЫХ СМЕСЕЙ
1. ВВЕДЕНИЕ В СИСТЕМНЫЙ АНАЛИЗ ПРОЦЕССОВ ПЕРЕГОНКИ
И РЕКТИФИКАЦИИ
1.1. Общие сведения о системном анализе
процессов перегонки и ректификации
Системный анализ процессов перегонки и ректификации пред-
усматривает сложный характер взаимосвязей между следующими
основными этапами проектирования: синтезом, анализом и оцен-
кой проектного решения.
Анализ является важнейшим этапом проектирования процессов
перегонки и ректификации и характеризуется определением опти-
мальных режимных параметров процесса и конструктивных раз-
меров аппаратов при заданных технологических требованиях и
ограничениях на процесс. Анализ сложных систем ректификации
проводится методом декомпозиции йх на ряд подсистем с де-
тальным исследованием полученных подсистем методом матема-
тического моделирования. Проведение анализа сложных систем
возможно также при одновременном решении всех уравнений си-
стемы с учетом особенностей взаимного влияния режимов разде-
ления в каждом элементе системы. Последний метод анализа яв-
ляется более перспективным для однородных систем сравнительно
небольшой размерности, так как в этом методе не требуется рас-
смотрения сложной проблемы оптимальной декомпозиции системы.
Синтез процессов перегонки и ректификации заключается в
определении такой технологической схемы процесса, которая
должна удовлетворять оптимальной ее структуре и оптимальным
параметрам разделения. Этап синтеза всегда предшествует ана-
лизу системы, однако последний оказывает существенное влияние
на последующие этапы синтеза. В связи с этим проектирование
разделительных установок проводится итерационным путем с при-
менением последовательно методов синтеза и анализа систем. Сле-
довательно, синтез разделительных установок — это определение
оптимальной технологической схемы процесса с одновременным
поиском оптимальных режимных параметров процесса и конст-
руктивных размеров аппаратов.
Если анализ процесса ректификации является дедуктивным и
в высшей степени количественно развитым методом, то синтез си-
стем ректификации, использующий метод индуктивной логики, в
большинстве случаев остается искусством. Более того, решение
7* 99
задач синтеза требует значительных знаний и опыта в примене-
нии инженерных принципов анализа.
Основная сложность синтеза технологических схем разделения
нефтяных смесей на несколько фракций перегонкой и ректифика-
цией заключается в существовании большого числа возможных
вариантов схем и сочетания различных процессов и аппаратов. Ес-
ли в качестве основного метода разделения принять только про-
цесс обычной ректификации, что и используется в большинстве
известных алгоритмов синтеза схем разделения, то число одно-
родных или так называемых «гомогенных» схем может быть оп-
ределено как
[2(р— 1)]|
‘ р Р\ (р —1)1
где Np — число возможных схем разделения; р — число компонентов разделяемой
смеси.
О размерности решаемых задач синтеза схем разделения толь-
ко на основе процесса обычной ректификации можно судить по
данным, представленным в табл. II. 1. Следует обратить внимание
на то, что число возможных схем ректификации, начиная с семи-
компонентной смеси, возрастает быстрее, чем число решаемых под-
систем синтеза. К сожалению, в промышленности редко встреча-
ются случаи разделения многокомпонентных смесей с получением
семи и более продуктов. Если же учесть возможность использо-
вания различных методов разделения в одной технологической
схеме, то число возможных структур такой «гетерогенной» систе-
мы будет равно:
[2(р— 1)11
Np Pl (Р — 1)1
sp-i
где s — число используемых методов разделения.
Тогда, например, при s=10 для случая разделения смеси на
семь фракций или чистых компонентов число возможных схем
проведения процесса возрастает уже до 132 млн.
Исследование всех вариантов схем обычно не представляется
возможным, и поэтому методы оптимизации с простым перебором
этих вариантов используют лишь в задачах малой размерности —
при разделении смеси на 3—4 фракции в простых ректификацион-
ных колоннах.
Проблемами синтеза сложных химико-технологических систем
начали интенсивно заниматься всего лишь в конце 60-х годов.
В то же время литература по этому вопросу насчитывает уже не
один десяток наименований [1, 2]. Для синтеза технологических
схем ректификации многокомпонентных смесей применяют спе-
циальные методы: декомпозиционные, эвристические, эволюцион-
ные и алгоритмические (прямой оптимизации).
Декомпозиционные методы синтеза предполагают декомпози-
цию системы на такие подсистемы, для анализа и оптимизации
100
Таблица П.1. Некоторые показатели синтеза однородных схем
ректификации многокомпонентных смесей
Число компонентов нлн целевых фракций в исходной смеси Число промежуточных н конечных продуктов разделения, включая сырье (подгруппы) [р(р+1)/2] Число решаемых подсистем синтеза (подпроблем) [(р-1)р(р+1)/6] Число возможных структур или схем разделения Г2(л—Р]1 р! (р-1)!
2 3 1 1
3 6 4 2
4 10 10 5
5 15 20 14
6 21 35 42
7 28 56 132
8 36 84 429
9 45 120 1430
10 55 165 4862
которых могут быть использованы простейшие технологические
решения. Декомпозицию проводят таким образом, чтобы целевая
функция синтезируемой системы О(Х) определялась как сумма
целевых функций подсистем Ej(Xi):
о (Л) = Opt
Основой метода декомпозиции является выбор таких перемен-
ных системы, при которых возможен отдельный расчет подсистем
с определением оптимальных условий функционирования всей си-
стемы при минимальном времени счета. Использование метода де-
композиции не всегда обеспечивает синтез оптимальной структу-
ры системы.
Эвристические методы синтеза позволяют находить решение
оптимальной структуры или технологической схемы с помощью ве-
роятностных, но всегда не безошибочных предположений (эври-
стик). Эвристики, применяемые при синтезе схем ректификации,
будут рассмотрены ниже. Эвристический метод синтеза широко
используется в сочетании с другими методами, так как одновре-
менное применение их обеспечивает значительную экономию вре-
мени счета.
Эволюционные методы синтеза предполагают последователь-
ную модификацию первоначально постулируемой технологической
схемы процесса. При эволюционном синтезе используют также эв-
ристические и декомпозиционные методы. Эволюционные методы
разумно использовать лишь после того, как исходный вариант про-
цесса синтезирован на основе общих принципов оптимального по-
строения систем или методов прямой оптимизации.
Алгоритмические методы синтеза технологических схем пред-
полагают использование известных методов оптимизации: динами-
ческого, линейного и нелинейного программирования. Сущность
101
таких методов заключается в следующем. Синтезируемая техно-
логическая схема кодируется в цифровом виде: каждой взаимо-
связи между отдельными элементами схемы ставится в соответ-
ствие некоторый коэффициент, величина которого находится в
пределах от 0 до 1. Затем указанными выше методами оптимиза-
ции определяются оптимальные значения этих коэффициентов для
каждой возможной взаимосвязи элементов системы (далее будет
рассмотрено применение метода динамического программирова-
ния для оптимизации технологических схем разделения многоком-
понентных смесей). Использование методов прямой оптимизации
обычно ограничивается задачами синтеза систем сравнительно не-
большой размерности и поэтому не имеет существенных преиму-
ществ перед другими методами синтеза.
В следующих параграфах более подробно будут рассмотрены
отдельные алгоритмы синтеза указанных выше методов.
1.2. Критерии оценки технико-экономической
эффективности процессов перегонки и ректификации
При решении задач синтеза и анализа технологических схем
перегонки и ректификации необходимо располагать объективной
оценкой эффективности работы разделительной установки. Для
этого используют различные критерии, большинство которых осно-
вано на экономической оценке.
Наиболее объективным показателем эффективности процесса
при его проектировании являются, как известно, приведенные за-
траты. Приведенные затраты на процесс ректификации <р в соот-
ветствии с типовой методикой оценки эффективности капитальных
вложений [3] можно рассчитать по уравнению
<р = (В + Эх + Эт + (у + £и) KJ/G
где G — производительность установки, т в год; В — годовые затраты на сырье,
руб.; к — капитальные вложения, руб.; у и Ек — отраслевой и нормативный коэф-
фициенты амортизации и экономической эффективности; Эх и Эт — эксплуата-
ционные затраты на воду и пар соответственно, руб.
При определении оптимальных параметров процесса ректифи-
кации необходимо учитывать стоимость не только самой колон-
ны, но и вспомогательного оборудования, так как доля его в об-
щих затратах достаточно велика. Например, стоимость различного
оборудования в общих капитальных затратах составляет ориенти-
ровочно (в %): колонна — 40, кипятильник — 35, конденсатор —
20, емкость орошения — 5, остальное приходится на теплообменник
для нагрева сырья и насосы.
Капитальные и эксплуатационные затраты можно определить,
пользуясь приведенными ниже уравнениями [4].
Стоимость колонны Вк (руб.) равна:
/ n N \
Вк = ак I л1>8 — HPob + PD"
102
где як —стоимость 1 т металла, руб./т; D — диаметр колонны, м; б— толщина
стенки корпуса колонны, М; р0 — плотность металла колонны, т/м’; b — коэффи-
циент, учитывающий стоимость вспомогательных деталей; р и п — коэффициенты,
полученные интерполяцией данных по массам нормализованных тарелок; т] —
к. п. д. тарелок; Л7 — число теоретических тарелок; Н — расстояние между тарел-
ками, м.
Стоимость теплообменной аппаратуры принимается пропорцио-
нальной массе теплообменного аппарата при заданных коэффи-
циенте теплопередачи и температуре хладоагента:
Вап ~ аап6 F
где аап — стоимость 1 т аппарата; F — поверхность теплообмена; е' — коэффици-
ент пропорциональности между Gan и F.
Стоимость конденсатора определяется из формулы:
1)22-7’
#конд — аконд6' АД/ср
где Яконд — стоимость 1 т аппарата; е' — коэффициент пропорциональности между
бкокд и F; Т — температура верха колонны, К; k — коэффициент теплопередачи;
Вт/(м2-К); Д/Ср —средняя разность температур в аппарате, К.
Аналогичным образом определяется стоимость кипятильников.
Стоимость кипятильников с паровым пространством равна
Вкип = акнпГ&кнп
где F — поверхность аппарата; яХИп и ЬКНп — коэффициенты.
Стоимость конденсаторов воздушного охлаждения (типа АВЗ
по ГОСТ 13934—68) находится по прейскуранту № 23—03, а стои-
мость насосного оборудования с учетом электродвигателей нахо-
дится в зависимости от их мощности по уравнению:
Вн = ai + яа1Г
где flj и я2 — коэффициенты, полученные обработкой цеи по прейскуранту
№23—01; W—мощность привода насосов, кВт.
Капитальные затраты, отнесенные к одному году эксплуата-
ции, определяются из соотношения, например, для стоимости на-
сосного оборудования Бд
в'„ = № + 4е)Вн
где £— коэффициент, учитывающий стоимость монтажа, di, d2— коэффициенты
амортизации и приведенных затрат.
Для определения эксплуатационных затрат на пар Эт и воду
Эх могут быть использованы уравнения;
Эт = 7т. (7?опт + 1) В) • 227’цг
Эх = <7х №>пт + 1) D • 227’д
где </т, <7х—удельные стоимости теплоносителя и хладоагента; То, Tw — темпера-
туры дистиллята и остатка; D — расход дистиллята; Rom — флегмовое оптималь-
ное число.
103
Стоимость электроэнергии на привод насоса для перекачива-
ния флегмы и вентиляторов АВЗ может быть рассчитана по урав-
нению:
Ээ = (Л + 10-з тВ) w
где А — максимальная стоимость 1 кВт, руб.; В — дополнительная стоимость за
каждые 10 кВт, руб.; т — число часов работы установки в год; W — мощность
привода, кВт.
Стоимость 1 ГДж тепловой энергии принимается в зависимо-
сти от температуры греющего пара по прейскуранту № 09—01.
Для учета затрат на КИП, трубопроводы, металлоконструкции
и прочее общезаводское вспомогательное оборудование необходимо
вводить поправочный коэффициент, равный 1,5 от стоимости ос-
новного технологического оборудования установки.
Приведенные затраты на процесс ректификации в полной ко-
лонне с учетом единовременных затрат на изготовление и монтаж
оборудования исходя из нормативной экономической эффективно-
сти капитальных вложений могут быть вычислены также 'По урав-
нению (ф, руб./год) [5]:
<р = Р(К + 1)(Л^ + Л2)
где D — расход дистиллята; К — число теоретических тарелок; At и А3 — техни-
ко-экономические коэффициенты, определяемые по следующим формулам
ОЛЭКрЦк / ркЯ\
- ЗбООрп^пЦ (0,785£ + 157 )
. , , [„V Hi V 0,00486 1
л2~1,1ф£ дл. +2j кгд/ср| )
i i
Здесь Ло — коэффициент, учитывающий наличие люков, не используемой тарел-
ками части колонны (Д0=1,18); Цк — стоимость материала колонны, тыс. руб./т;
рп — плотность пара, кг/м3; шп — допустимая скорость пара в свободном сечении
колонны, м/с; ц — к. п. д. тарелки; g— масса тарелки, отнесенная к 1 м2 ее по-
верхности, т/м2; рк — плотность материала корпуса колонны, т/м3; И — расстоя-
ние между тарелками, м; г — удельная теплота испарения дистиллята, кДж/т;
6 — продолжительность работы установки, ч/год; 1Д — цена теплоносителя, ис-
пользуемого при эксплуатации кипитильиика и цена хладоагента в дефлегматоре,
тыс./руб. т; Д/1( — изменение энтальпии теплоносителя и хладоагента, МДж/т;
Ki— коэффициент теплопередачи в кипятильнике и дефлегматоре, МВт/(м2-К);
Д/ср< — средняя разность температур при теплопередаче, °C.
Приведенные затраты по этим уравнениям позволяют доволь-
но просто определять некоторые соотношения, влияющие на фор-
мирование общих затрат. Так, выражение А2/(/?+1) представля-
ет собой часть приведенных затрат на процесс ректификации и
характеризует расходы на сооружение и эксплуатацию теплооб-
менного оборудования. Выражение A\N(R-\-1) характеризует за-
траты на обслуживание колонны. Доля приведенных затрат, свя-
занная с сооружением теплообменного оборудования, будет равна
соотношению коэффициентов А^ЦА^+Ах). Доля расходов на со-
104
оружение и эксплуатацию ректификационной колонны в общей
сумме затрат не превышает обычно 50%, при разделении близко-
кипящих смесей с оптимальными коэффициентами избытка флег-
мы она составляет 20—30% и при разделении смесей с высокой
относительной летучестью— 10—20%.
Для синтеза технологических схем разделения нефтяных сме-
сей целесообразно использовать также и термодинамические кри-
терии, например, термодинамический коэффициент полезного дей-
ствия (т]т), равный отношению минимальной работы разделения
смеси заданного состава на чистые компоненты к фактической ра-
боте разделения [2, 6]:
т п+1 р
2 xFi lnxFJ — У ег 2 A 1пх£
1=1 Г=1 (=1
Пт =----------m----------------
2 XFi lnxfi
1=1
где er — доля отбора r-го продуктового потока; xj — концентрация i-ro компонен-
та в г-м продуктовом потоке; р — число компонентов в продуктовом потоке; п —
число колонн в системе; т — число компонентов в сырье.
В качестве критериев оптимальности используют также сле-
дующие эмпирические функции [7]:
Уу=(У/)0-М8^.184д70.144
Yj = 90,22Vy + 153,97V; + 344,2Д7у
Yj = 107,7Vy + 203,ЗЛТ;
Y} = V^Nj и т. д.
гДе V и — минимальный поток паров по Андервуду; Nt — минимальное число та-
релок по Феиске; Д7/ — разность температур по колонне между низом и верхом.
Указанные функции имеют коэффициенты корреляции с эко-
номическими критериями, изменяющиеся от 0,945 до 0,864.
2. ПРИНЦИПИАЛЬНЫЕ ТЕХНОЛОГИЧЕСКИЕ СХЕМЫ ПЕРЕГОНКИ
И РЕКТИФИКАЦИИ НЕФТЯНЫХ СМЕСЕЙ
2.1. Технологические схемы одноколонных
ректификационных систем
В качестве основного элемента технологических схем ректи-
фикации многокомпонентных смесей в большинстве случаев при-
нимается полная ректификационная колонна, оборудованная ки-
пятильником (подогревателем) и дефлегматором (конденсатором),
в которую подается один поток питания и отбираются два продук-
те
Рис. П-1. Двухпоточный узел ввода сырья в колонну без сепарации (а) и с се-
парацией фаз после дросселирования (б).
та — дистиллят и остаток. Однако технико-экономические показа-
тели процесса значительно улучшаются при использовании слож-
ных ректификационных колонн с несколькими сырьевыми потока-
ми, промежуточными отборами продуктов, промежуточными подо-
гревателями и конденсаторами-холодильниками; при реализации
технологических схем одноколонных систем ректификации с двумя
давлениями, с тепловым насосом или с конденсационно-испари-
тельным принципом разделения.
Применение сложных ректификационных систем наиболее эф-
фективно при разделении углеводородных газов и особенно легких
углеводородов, фазовые превращения которых при дросселиро-
вании потоков сопровождаются заметными тепловыми эффектами.
Рассмотрим более подробно сложные технологические схемы
одноколонных систем ректификации.
Одноколонные ректификационные системы с несколькими сырь-
евыми потоками легко реализуются при разделении углеводород-
ных газов по одной из схем, изображенных на рис. П-1 [8].
По схеме на рис. П-1, а сырье после теплообменника делится на
два потока, которые затем дросселируются, один из потоков после
дросселя поступает в колонну, а другой проходит теплообменник
и поступает также в колонну на более низкий уровень по срав-
нению с первым потоком. По схеме на рис. П-1, б сырье проходит
теплообменник и охлаждается обратным потоком жидкости, вы-
ходящего из сепаратора, дросселируется и затем делится на па-
ровую и жидкую фазы в сепараторе. Паровая и жидкая фазы
дросселируются до рабочего давления колонны и раздельными по-
токами подаются на ректификацию. Применение таких схем при
разделении легких углеводородов позволяет на 30—50% сокра-
тить требуемые флегмовые числа, значительно уменьшив тем са-
мым расход дорогих хладоагентов.
Одним из часто встречающихся на практике случаев является
разделение двух потоков Fi и F2, содержащих различное количе-
ство компонентов А и В. Наиболее эффективной в этом случае явля-
ется схема сложной ректификационной колонны с двумя вводами пи-
тания (рис. П-2, а). Для разделения двух потоков питания, из кото-
рых в потоке Fi содержатся компоненты А и В, а в потоке F2 — В и
106
Рис. П-2. Схема разделения бинарной (а) и тройной (6) смесей в сложных рек-
тификационных колоннах.
С, наиболее экономичной является схема, изображенная на
рис. П-2, б. По данной схеме компонент А отводится в основном с
дистиллятом, компонент В — с тарелки, находящейся между та-
релками питания, и компонент С отводится в основном с остат-
ком. Следовательно, колонна имеет две исчерпывающие (II,IV) и
две укрепляющие (I, III) секции для каждого из потоков /д и F2.
Пример использования одноколонных схем с двумя вводами пи-
тания приведен в работе [9]. Особенно эффективно применение
таких схем оказывается при F\^F2.
Аналогично схеме, показанной на рис. П-2, б, можно органи-
зовать процесс, когда в потоке F[ содержатся компоненты А и В,
а в потоке F2 — компоненты С и Л В этом случае между тарел-
ками ввода питания организуются две точки, в которых отбира-
ются соответственно продукты В и С; продукт А выводится с вер-
ха и продукт D — с низа колонны. Аналогичную схему можно
применять также и для трех потоков питания: F\ с компонентами
А, В; F2 — с компонентами В, С и Fs — с компонентами С и D.
Степень снижения энергетических затрат от применения мно-
гопоточных вводов питания увеличивается с уменьшением содер-
жания дистиллятных компонентов в сырье и четкости разделения
и увеличения относительной летучести компонентов [10]. В связи
с этим раздельная подача сырья при частичном отбензинивании
нефти позволяет получать большой выигрыш энергии, в то время
как ввод сырья двумя потоками при разделении изомеров бутана,
например, оказывается малоэффективным. Следовательно, эффек-
тивность применения схем с несколькими сырьевыми потоками,
различающимися температурами и составами, определяется соот-
ношением расходов сырьевых потоков, фракционным составом
сырья и требованиями к качеству продуктов разделения. Приме-
нение колонн с несколькими сырьевыми потоками может быть
оправдано также и некоторыми другими соображениями, а имен-
107
Рис. П-3. Варианты схем ректификации с промежуточным отводом тепла:
а — конденсация паров в колонне при помощи встроенного промежуточного конденсатора;
б — конденсация паров в выносных конденсаторах; в — конденсация паров в колонне хо-
лодным циркулирующим орошением; I—хладоагент.
но: наличием в схеме двух потоков с различными температурами
и составами, необходимостью выравнивания нагрузок по высоте
колонны, так как при увеличении числа сырьевых потоков макси-
мальные нагрузки тарелок по пару и жидкости снижаются. Таким
образом, практические рекомендации по использованию схем с
многопоточными вводами сырья в колонну должны^ рассматривать-
ся конкретно с учетом способов предварительного нагрева исход-
ной смеси.
Одноколонные ректификационные системы с промежуточным
подводом и отводом тепла. Промежуточный подвод тепла в одно-
колонных системах осуществляется нагревом флегмы непосредст-
венно в колонне или в выносных подогревателях, а промежуточ-
ный отвод тепла — аналогичным образом: парциальной конденса-
цией паров или охлаждением циркулирующего орошения, которое
уже затем конденсирует часть паров в колонне. Различные вари-
анты технологического оформления промежуточного теплосъема
показаны на рис. П-З [11].
Промежуточный подвод или съем тепла легко реализуется так-
же в разрезных ректификационных колоннах (рис. П-4). По схе-
ме, показанной на рис. II-4, а, промежуточный теплосъем осуществ-
ляется в парциальном конденсаторе 1, а по схеме на рис. П-4, б —
в промежуточных парциальных подогревателях 2 и конденсато-
рах 1.
Одноколонные системы с промежуточным подводом и отводом
тепла, в том числе и разрезные колонны, позволяют переносить
тепловые нагрузки на более выгодный энергетический уровень,
тем самым увеличивается коэффициент использования тепла по
установке в целом. Кроме того, при промежуточных подводе и от-
воде тепла выравниваются и уменьшаются нагрузки по пару и
жидкости по высоте аппарата, что позволяет уменьшать диаметр
аппарата. Однако необходимое число тарелок выше промежуточ-
ных конденсаторов и холодильников и ниже промежуточных по-
догревателей становится большим. На практике экономически
оправданным бывает применение, как правило, не более одного
108
Рис. П-4. Разрезные колонны с промежуточным отводом (а), отводом и подво-
дом (6) тепла:
/ — парциальный конденсатор; 2 — парциальный подогреватель.
промежуточного подогревателя или холодильника и, в частности
в тех случаях, когда для подогрева низа колонны используется
пар высокого давления, а для конденсации паров в верху колон-
ны— специальные хладоагенты с низкой изотермой холода.
О применении сложных ректификационных систем с нескольки-
ми сырьевыми потоками и боковыми отборами продуктов подробно
будет сказано в следующих главах на конкретных примерах тех-
нологии нефтегазопереработки.
Одноколонные ректификационные системы с различным давле-
нием в секциях колонны (колонны двух давлений) бывают двух
типов: с давлением в концентрационной секции меньше или боль-
ше, чем в отгонной (рис. П-5). При ректификации по схеме, изо-
браженной на рис. П-5, а, сырье подается в колонну высокого дав-
ления 1, где исходная смесь предварительно разделяется на два
потока. Затем они окончательно делятся на целевые продукты в
колонне низкого давления 2, при этом тепло конденсатора 3 ко-
лонны высокого давления используется для испарения остатка
колонны низкого давления. Такие схемы часто применяют для
разделения воздуха и получения кислорода, аргона и других
инертных газов.
При ректификации по схеме, изображенной на рис. П-5, б,
сырье подается в колонну низкого давления 2, которая исполь-
зуется для получения дистиллята и сырьевого потока для колон-
ны высокого давления 1. В колонне 1 этот поток делится на дис-
тиллят (такого же состава) и остаток. Здесь тепло конденсации
дистиллята колонны высокого давления также используется для
испарения остатка колонны низкого давления.
Колонны с повышенным давлением в концентрационной (верх-
109
Рис. П-5. Схема ректификации смесей в колоннах с двумя давлениями с подачей
сырья в колонну высокого (а, б и г) и низкого (б) давлений:
/ — колонна высокого давления; 2 — колонна низкого давления; 3 — конденсатор.
ней) секции (рис. П-5, виг) имеют в первую очередь специаль-
ное технологическое назначение — разделение смесей из термиче-
ски нестойких соединений, перегонка которых должна проводиться
при пониженной температуре. Кроме того, большее давление в
концентрационной секции по сравнению с отгонкой создает более
благоприятные условия не только для отпаривания легколетучих
компонентов в низу колонны, но и для конденсации паров ввер-
ху [12].
Одноколонные ректификационные системы с двумя давления-
ми требуют меньших энергетических затрат для разделения сме-
сей по сравнению с системами постоянного давления. Следует в
заключение отметить, что рассмотренные колонны двух давлений
являются фактически системами из двух последовательно рабо-
тающих колонн с различным давлением.
Схемы ректификации с тепловым насосом в настоящее время
получают широкое распространение в промышленности. В них
тепло передается с низшего температурного уровня в конденсато-
ре на высший в кипятильнике. Тепло передается циркулирую-
щим жидким хладоагентом, испаряющимся в конденсаторе и от-
нимающим тем самым тепло парового потока в верху колонны, и
затем — парами хладоагента, которые после сжатия в компрессо-
ре, охлаждаясь и конденсируясь, испаряют часть жидкости в низу
колонны [13]. В качестве циркулирующего хладоагента использу-
ют легколетучие испаряющиеся жидкости (внешний хладоагент),
например легкие углеводородные газы, аммиак и фреоны. При
этом хладоагент циркулирует по внешнему контуру (рис. П-6, а).
Пары хладоагента нагреваются в теплообменнике 2, сжимаются в
компрессоре до температуры выше температуры испарения остат-
ка и конденсируются в подогревателе 4, при этом создается поток
отгонного пара в колонне. Жидкость из подогревателя 4 после
охлаждения в теплообменнике 2 дросселируется в дросселе до
110
Рис П-6. Схемы ректификации с тепловым насосом на концевых продуктах с
внешним (а) и внутренним (6, в) хладоагентами на верхнем ((5) и нижнем (в)
продуктах:
1 — конденсатор; 2 — теплообменник; 3 — холодильник; 4 — подогреватель.
температуры ниже температуры конденсации дистиллята и испа-
ряется затем в конденсаторе 1, создавая поток орошения в ко-
лонне. Избыточное тепло после компрессора снимается в холо-
дильнике 3.
Хладоагентом может быть также один из продуктов колонны —
дистиллят или остаток (внутренний хладоагент), если по своему
составу и свойствам этот поток является достаточно легколету-
чим, обеспечивающим необходимый тепловой эффект изоэнталь-
пийного сжатия и расширения при умеренном изменении давле-
ния. В таких случаях реализуются схемы с тепловым насосом на
верхнем и нижнем продуктах.
В схемах с тепловым насосом на верхнем продукте в качест-
ве хладоагента используют пары орошения и дистиллята (см.
рис. П-6, б), которые после подогрева в теплообменнике 2 и сжа-
тия в компрессоре конденсируются в подогревателе колонны 4.
Затем жидкость охлаждается в теплообменнике 2, дросселирует-
ся в дросселе, и после сепарации образовавшихся фаз в сепарато-
ре часть охлажденной жидкости подается на орошение колонны,
а остальное количество отбирается в виде дистиллята. Избыточ-
ное тепло компрессора снимается также в холодильнике 3.
В тепловом насосе на нижнем продукте в качестве хладоаген-
та используется остаток (см. рис. П-6, в), который после охлаж-
дения в теплообменнике 2, дросселирования в дросселе вторично
охлаждается и испаряется в подогревателе колонны 4. Пары
хладоагента нагреваются в теплообменнике 2, компримируются и
н качестве отгонного пара подаются в низ колонны. Недостаток
холода дросселированного остатка восполняется внешним хладо-
агентом в конденсаторе 1.
111
Рис. П-7. Одноколонная система рекп
фикации с тепловым насосом на верхне
продукте и с промежуточным подогрев;
телем:
I — теплообменник; 2 — холодильник; 3 — IK
догреватель.
В некоторых случаях целесо-
образно применение более слож
ных схем ректификации с тепло-
вым насосом и с промежуточным
подогревом или охлаждением
жидкости. В качестве примера н<
рис. П-7 показана схема ректи
фикации с тепловым насосом нг
верхнем продукте и с промежу-
этой схеме для испарения жидкости
точным подогревателем. В
применены два потока внутреннего хладоагента с разными темпе-1
ратурами после I и II ступеней компримирования — один в проме-
жуточном подогревателе и другой в подогревателе низа колонны.
Из-за различной температуры этих потоков в схеме используется
теплообменник 1 [14]. Для снятия избыточного тепла компримиро-
вания циркулирующего хладоагента на высокотемпературном по-
токе устанавливают холодильник 2, а при недостатке тепла этого
потока устанавливают дополнительный подогреватель 3.
Схемы с тепловым насосом на верхнем и нижнем продуктах
имеют ограниченное применение и в основном при небольшой раз-
нице температур верха и низа колонны, т. е. для разделения близ-
кокипящих смесей.
Рассмотрим теперь схемы ректификации с тепловым насосом
на промежуточных продуктах и с промежуточным подогревом или
охлаждением жидкости, т. е. реализующие тепловой насос при
температурном перепаде активных потоков меньшем, чем по ко-
лонне в целом [15]. На рис. П-8 показаны схемы ректификации
с тепловым насосом на промежуточных продуктах с внешним (а)
[16] и внутренним (б, в) хладоагентами. Ректификация по схеме
а осуществляется, очевидно, аналогично ректификации по схеме,
показанной на рис. П-6, а.
В схемах на рис. П-8, би ев качестве циркулирующего хладо-
агента используется пар или жидкость с промежуточных сече-
ний соответственно концентрационной или отгонной секции ко-
лонны. Если отбирается пар с промежуточного сечения верхней
секции колонны (рис. П-8, б), то он компримируется и использу-
ется как теплоноситель в промежуточном 2 и концевом подогре-
вателях колонны 3. Сконденсированный пар после охлаждения в
теплообменнике и дросселирования в виде флегмы подается в то
же сечение колонны. Если же отбирается жидкость с промежу-
точного сечения нижней секции колонны (рис. П-8, в), то она
112
Рис. II-8. Схемы ректификации с тепловым насосом иа промежуточных продуктах
с внешним (а) и внутренними (6, в) хладоагентами:
/ — промежуточный конденсатор; 2 — промежуточный подогреватель; 3 —-концевой подогре-
ватель; 4 — концевой конденсатор.
дросселируется и используется далее в качестве хладоагента в
промежуточном 1 и концевом конденсаторах колонны 4. После
компримирования пар направляется в колонну, выполняя уже
роль отгонного пара промежуточного подогревателя.
Схемы с тепловым насосом на конечных продуктах по рис. 11-6
применяют для разделения близкокипящих смесей, в то время как
схемы с тепловым насосом на промежуточных продуктах по
рис. П-8 предназначены для ректификации ширококипящих сме-
сей.
При небольшой разнице температур по колонне или до про-
межуточных сечений колонны затраты энергии на сжатие газа
сравнительно невелики. Однако при разделении близкокипящих
смесей необходимо создавать большие тепловые потоки циркули-
рующего хладоагента для обеспечения высокого флегмового числа
в колонне. Применение тепловых насосов считается экономически
оправданным, когда для конденсации верхнего продукта необхо-
димо использовать специальные хладоагенты или охлажденную
воду, когда температура низа колонны не выше 300 °C и когда
температура верха колонны выше 40—120 °C. Использование теп-
ловых насосов наряду с заметным снижением энергетических за-
трат позволяет также понижать рабочее давление в колонне при
сохранении достаточно высоких температур конденсации и охлаж-
дения потоков.
При температуре дистиллята выше 80 °C в качестве внешнего
хладоагента рекомендуют использовать воду, а при относительно
низкой (50 °C) температуре — фреоны (например, фреон-11) [16].
Выбор хладоагента зависит не только от температуры верха, но и
от температуры низа колонны.
S—1502 ИЗ
Рис. П-9. Схемы ректификации паро-
вых (а) и жидких (б) смесей в кон-
деисациоино-испарительных аппара-
тах:
1 — концентрационная нли конденсационная
секция колонны (трубное пространство);
2 — отгонная нлн испарительная секции
(межтрубное пространство).
Для снижения затрат энер-
гии на компримирование хла-
доагента следует уменьшать
с в разность температур теплооб-
менивающихся сред в конден-
саторе и подогревателе. В то же время уменьшение разности тем-
ператур приводит к увеличению необходимой поверхности тепло-
обмена, т. е. к увеличению капитальных затрат. Очевидно, мини-
мальным приведенным затратам соответствует оптимальная раз-
ность температур в конденсаторе и подогревателе.
Новые конструкции тарелок, допускающие высокие скорости
потоков при малом расстоянии между тарелками (200 мм), и но-
вые конструкции теплообменных аппаратов, работающие с мини-
мальной разностью температур (5°C), позволяют все более широ-
ко применять технологические схемы одноколонных агрегатов с
тепловым насосом. В нефтепереработке одноколонные системы рек-
тификации с тепловым насосом в настоящее время применяют в
основном на этиленовых установках при разделении смесей эти-
лен— этан и пропилен — пропан.
Одноколонные системы ректификации с тепловым насосом в
разрезных колоннах являются весьма перспективными с точки
зрения дальнейшего снижения энергетических затрат.
Одним из вариантов таких систем являются конденсационно-
испарительные аппараты, в которых тепло конденсации паров кон-
центрационной секции используется для испарения жидкости в
отгонной секции колонны [18] (рис. П-9). Для этой цели в кон-
центрационной секции колонны поддерживается большее давление,
чем в отгонной; конструктивно такой аппарат выполняется в виде
теплообменника. Разделение паровых смесей происходит следую-
щим образом.
Исходная паровая смесь поступает в трубное пространство ко-
лонны 1. Проходя трубки, смесь частично конденсируется, в ре-
зультате в верхней части колонны образуется необходимое коли-
чество орошения и концентрируются легколетучие компоненты в
паре. Жидкость, стекая из трубного пространства, выходит снизу
и через дроссель подается на верх колонны в межтрубное прост-
ранство 2, где поддерживается более низкое давление. Перетекая
в межтрубном пространстве, жидкость частично испаряется под
действием тепла, выделившегося при конденсации паров в труб-
ном пространстве. Образовавшееся орошение в виде паров созда-
114
ет необходимые условия для исчерпывания труднолетучего компо-
нента из кубовой жидкости. Уходящая из межтрубного простран-
ства паровая смесь компримируется компрессором и вместе с ис-
ходной смесью подается в трубное пространство колонны. Дистил-
лят отбирается с верха трубного пространства, а остаток — с низа
межтрубного пространства колонны. В приведенных схемах от-
гонный пар сжимается компрессором до давления концентрацион-
ной секции колонны.
Конденсационно-испарительные аппараты рекомендуют к при-
менению в процессах деметанизации и деэтанизации [19] и при
дистилляции морской воды.
2.2. Технологические схемы многоколонных
ректификационных систем
Определение оптимальной последовательности отдельных эта-
пов разделения или поиск оптимальной технологической схемы
разделения проводится вначале среди простых многоколонных
ректификационных систем с последовательно-параллельным соеди-
нением колонн, примеры которых для ректификации четырехком-
понентной смеси приведены на рис. II-10.
Для построения оптимальной системы энергообеспечения тех-
нологической схемы рассматривают также простые многоколонные
системы со связанными тепловыми потоками, некоторые вариан-
ты таких схем показаны на рис. П-11. В частности, необходимо
отметить высокую эффективность использования простых много-
колонных систем со связанными тепловыми потоками, изображен-
ных на рис. П-11, а (каскадные схемы). В такой схеме горячий
паровой поток из колонны с высокими температурами конденси-
Рис. П-10. Схемы простых многоколонных ректификационных систем для разде-
ления четырехкомпонентной смеси с последовательным (а, б) и последовательно-
параллельным (в. г, д) соединением колонн.
8'
115
руется в подогревателе колонны с низкими температурами, при
этом полностью исключается потребность в паре в последней ко-
лонне и в хладоагенте в первой колонне. Если разница темпера-
тур конденсации и испарения продуктов недостаточна, следует рас-
сматривать возможность повышения давления в первой колонне
и снижения давления во второй с целью ее увеличения.
Технологические схемы разделения нефтяных смесей могут со-
стоять не только из двух, но и из многосекционных (сложных)
колонн с боковыми отборами продуктов или с несколькими ввода-
ми питания (рис. П-12). В технологических схемах с многосекци-
онными колоннами первая простая колонна создает один или два
сырьевых потока для второй колонны, которая в свою очередь
создает уже три и более целевых продукта или сырьевых потока
для третьей колонны [’20]. Схема, изображенная на рис. П-12, б,
получается из обычной многоколонной схемы, показанной на
рис. П-11,г при объединении не только тепловых, но и материаль-
ных потоков двух последующих колонн.
Применение технологических схем с многосекционными колон-
нами по сравнению с обычными схемами обеспечивает экономию
энергии примерно на 20% и снижение капитальных затрат на 20%
Рис. П-11. Схемы простых многоколонных ректификационных систем со связан-
ными тепловыми потоками с последовательным (а) и последовательно-параллель-
ным (б, в, г) соединением колонн.
116
Рис. 11-12. Схемы ректификационных систем с многосекционными колоннами с
последовательным (а) и последовательно-параллельным (б, в) соединением ко-
лонн.
за счет сокращения диаметра колонны и исключения части кон-
денсаторов и кипятильников [21].
Технологические схемы разделительных установок могут быть
выполнены также из системы простых или многосекционных ко-
лонн со связанными материальными и тепловыми потоками. На
рис. II-13 в качестве примера приведены технологические схемы
из системы простых и сложных колонн со связанными материаль-
ными и тепловыми потоками для разделения трехкомпонентной
смеси. Схемы по рис. II-13, а требуют наиболее сложного конст-
руктивного решения и поэтому в настоящее время в промышлен-
ности используют схемы по рис. П-13, б; схемы по рис. П-13, в це-
лесообразно применять для четкого разделения исходной смеси на
целевые компоненты или фракции.
В схемах, использующих многосекционные колонны со связан-
ными материалами и тепловыми потоками (рис. П-14), каждая
колонна в точке питания, в концевой или промежуточной точках
соединяется со смежными колоннами противоположно направлен-
ными паровыми и жидкостными потоками '[21, 22]. В таких схе-
мах необходимо иметь всего лишь по одному конденсатору и ки-
пятильнику независимо от числа колонн. В подобных схемах энер-
гетические затраты меньше, чем в обычных, простых схемах вслед-
ствие снижения термодинамических потерь при теплообмене и при
смешении потоков на конце колонны и на тарелке питания. Од-
нако в этих схемах возрастает необходимое число секций и таре-
лок для обеспечения одинакового разделения многокомпонентной
смеси. В то же время общее число отдельных колонн в указан-
ных схемах меньше, чем в обычной схеме. Так, для разделения ше-
стикомпонентной смеси минимальное число колонн равно трем
вместо пяти в обычной схеме.
Для технологических схем с многосекционными колоннами мо-
жет быть принято и обратное направление потоков сырья и про-
117
Рис. П-13. Схемы ректификационных систем со связанными материальными и теп-
ловыми потоками из простых колонн (я), из сложных колонн с отпарными и
укрепляющими секциями (6), из сложных и простых колонн (в).
Рис. 11-14. Схемы разделительных систем из миогосекциоииых колонн со связан-
ными материальными и тепловыми потоками:
а, б — двухколонные схемы с прямым потоком сырья; в — трехколенные схемы с прямым
потоком сырья; г, д — двухколонные схемы с обратным потоком сырья.
1 — простая колонна; 2 — многосекцнонная колонна.
Рис. П-15. Схема встроенной ректификационной колонны.
дуктов, при котором сырье вначале поступает в
многосекционную колонну, а промежуточные
продукты отбираются из последующих колонн явс_
без конденсаторов и кипятильников [23].
Недостатком схем, использующих многосек-
ционные колонны со связанными тепловыми и
материальными потоками, является необходи-
мость поддержания одинакового давления во
всей системе. В этом случае при разделении сме-
сей, выкипающих в широком интервале темпе-
ратур, для получения высоко- или низкокипящих фракций потре-
буются соответственно очень высокие или очень низкие температу-
ры. Недостатком схем является также сложность регулирования
расхода пара из одной колонны в другую. Для устранения послед-
него недостатка предложена схема установки со «встроенной» ко-
лонной (рис. II-15). Однако, если во «встроенной» колонне число
тарелок отличается от числа тарелок в основной колонне, то и
паровые потоки будут различаться, следовательно, проблема регу-
лирования остается также нерешенной.
Оценка термодинамической эффективности различных схем рек-
тификации многокомпонентных смесей выполнена в работе '[24],
где сравнивались обычные схемы из простых колонн (рис. П-16, а),
и схемы со связанными материальными и тепловыми потоками
(рис. II-16, б и в; цифры у колонн соответствуют номеру тарелки W
и общему их числу). Состав исходной смеси, относительные лету-
чести компонентов, составы и массы получаемых продуктов при-
ведены в табл. II.2.
Для сравнения результатов во всех случаях была взята одна н та же чистота
получаемых продуктов и одинаковое суммарное число теоретических тарелок, ко-
торое принято в схемах равным 36 (каждый дефлегматор и кипятильник прини-
мался как равновесная ступень разделения). Числа тарелок по колоннам показа-
ны на рис. П-16. Расчеты проведены на 100 моль исходного сырья, которое пода-
валось на разделение в виде кипящей жидкости; питание во вторую и третью
колонны подавалось в паровой фазе, благодаря чему была уменьшена нагрузка
Таблица П.2. Состав сырья и продуктов разделения
Компо- ненты Состав сырья XF' мольн. доли ai Про- дукты разделе- ния Масса, моль Концентрации компонентов, мольн. доли
*1 *3 *4
1 0,25 1,00 А 25 0,948 0,052
2 0,15 0,30 В 15 0,027 0,932 0,041 —
3 0,20 0,10 С 20 — 0,031 0,878 0,091
4 0,40 0,05 D 40 — — 0,046 0,954
119
на кипятильники и повышена эффективность работы всей установки. В качестве
критерия для сравнения приняты суммарные расходы тепла и холода при опти-
мальных параметрах работы установки и при условии равенства энтальпий про-
дуктовых потоков.
Рассчитанные величины потоков жидкости и пара (в моль),
необходимые для получения продуктов указанной чистоты, для
каждой схемы (см. рис. II-16) 'приведены ниже:
Схема а Схема б Схема в
Жидкость ... 144 120 77
Пар............. 169 145 137
В системах со связанными материальными и тепловыми пото-
ками (рис. П-16, б и е) для сравнения принят поток флегмы, об-
разуемый в единственном для этих систем дефлегматоре, в то вре-
мя как в обычной многоколонной установке берется суммарная
величина потоков жидкости по трем дефлегматорам, равная в
первой колонне 61, во второй 43 и в третьей 40 моль. Аналогично
потоки пара в системе на рис. П-116, в берутся для сравнения из
единственного кипятильника, а в схеме на рис. П-16, а и б — как
суммарные величины, образуемые в первом случае в кипятильни-
ках всех колонн— 121, 23 и 25 моль, а во втором случае 'в основ-
ной колонне—123 моль и в двух отпарных колоннах—10 и
12 моль.
Из рассмотрения приведенных данных видно, что для задан-
ного разделения наименьшие потоки пара и жидкости требуются
по схеме в, в схеме б суммарный поток пара увеличивается 'всего
на 5,8%, тогда как поток жидкости — на 55,8% (им. рис. П-16).
Преимущества систем со связанными материальными и тепловыми
потоками особенно видны в сравнении с обычными многоколон-
ными схемами по рис. П-16, а. При этой схеме возрастает суммар-
ный расход жидкости на 87% по сравнению со схемой в и на 20%
Рис. П-16. Схемы из простых колонн (а), из сложных колонн с отпарными секция-
ми (б) и из многосекционных колони со связанными материальными и тепловыми
потоками (в).
120
Рис. П-17. Технологические схемы разделительных систем из простых колони (а,
б) и из колонн со связанными материальными и тепловыми потоками (в).
по сравнению со схемой б; суммарный расход пара увеличивается
соответственно на 23,4 и 16,6%. Отметим, что в схеме в продукты
В и С — находятся в виде пара.
Аналогичные результаты были получены также при теорети-
ческом исследовании усовершенствованных схем ректификации
при разделении самых различных промышленных смесей (эти дан-
ные приведены ниже при рассмотрении ректификации конкретных
смесей). Во всех случаях экономия энергии составляет 10—50%,
я сокращение капитальных затрат на 10—25% по сравнению с
обычными схемами из простых колонн. Такие же выводы получены
и в работе [25].
Более подробное сравнение эффективности применения простых
и усовершенствованных технологических схем со связанными ма-
териальными и тепловыми потоками выполнено в работе [26] на
примере разделения трехкомпонентной смеси АВС с получением
трех продуктов D, S и W (рис. II-17).
Некоторые результаты проведенных расчетов представлены на
рис. П-18.
Здесь изображены зависимости экономии энергии ДЕ1, получаемой
при использовании схемы на рис. М-17, в по сравнению со схемами
а и б, относительной летучести компонентов смеси а, чистоты про-
дуктов х, состава сырья, общего числа тарелок и избытка числа
тарелок AN по схеме в На рис. П-18 приняты следующие обозначения:
xfa, xfb, xfc — мольные доли компонентов А, В, С в сырье; хАо, Хво, Хсо — то же
в дистилляте; xAw, xBw, Xcv — то же в остатке; xAs, Xbs, xCs — то же в боковом
погоне; р— коэффициент избытка флегмы; I — для схемы иа рис. П-17, а; II —
для схемы на рис. П-17,6.
Анализ приведенных данных показывает, что по схеме в во всех
случаях меньше энергии, но больше число тарелок. При этом раз-
ница тем больше, чем меньше относительная летучесть компонен-
тов разделяемой смеси и больше целевых компонентов в продук-
тах. Состав сырья по-разному влияет на достигаемую экономию
энергии, которая может меняться от 10 до 80%.
Таким образом, целесообразность применения более сложных
технологических схем со связанными материальными и тепловыми
потоками каждый раз, очевидно, должна определяться соответст-
121
Рис. П-18. Зависимость абсолют-
ного уменьшения энергии Д£ и
увеличения числа тарелок AN в
схеме со связанными материаль-
ными и тепловыми потоками по
сравнению с обычными схемами от
относительной летучести компонен-
тов смеси а (а), чистоты продук-
тов xd, xs, xw (б) и состава сырья
xF (в).
вующим технико-экономическим расчетом при синтезе схем раз-
деления.
Расчетное исследование эффективности применения технологи-
ческих схем со связанными материальными и тепловыми потоками
(изображенной на рис. II-14, а) выполнено в работе [27]. Расчеты
проводили для разделения широко- и близкокипящих смесей трех
компонентов с относительными летучестями, равными: ад=10,
ав=2, ас=1 и ад=3,7, ав= 1,25 и ас=1- Оценка разделительной
способности установки определена на основе термодинамического
К.П.Д. Т]т.
Выполненный анализ показал, что разделительная способность
установки со связанными материальными и тепловыми потоками
весьма чувствительна по отношению к таким конструктивным па-
раметрам системы, как положение тарелки питания, положения
тарелок связи колонн и положение тарелки отбора промежуточно-
го продукта, и к таким основным расходным параметрам, как рас-
ходы пара и жидкости, связывающие колонны .в единую систему.
Это иллюстрируется зависимостями термодинамического к. п. д.
t]T колонн и установки (рис. П-19, П-20) от указанных конструк-
тивных и расходных параметров. Как видно из графиков, термо-
122
Рис. П-19. Зависимость термодинамического к. п. д. "Г]т колони (а, б) и установ-
ки (в, г) по схеме на рис. П-14, а от конструктивных и расходных параметров:
1 — от положения тарелкн питания; 2 — от положения тарелкн отбора промежуточного про-
дукта; 3, 4— от положения тарелок связей; 5, 6— от расхода соответственно пара и жид-
кости из первой колонны.
динамическая эффективность установки по каждому из перечислен-
ных параметров имеет резко выраженный оптимум. Расчетный
анализ показал также, что для возможности управления процес-
сом в этих системах необходима организация оптимального пере-
распределения потоков по секциям.
Таким образом, для широкого внедрения в промышленности но-
вых технологических схем со связанными материальными и тепло-
выми потоками необходима разработка специальной системы конт-
роля и регулирования процесса.
К многоколонным системам ректификации можно отнести кас-
кад последовательно и параллельно работающих колонн. Некото-
рые схемы таких систем рассматриваются ниже.
Каскад из двух и более последовательно работающих колонн
с равным числом тарелок в каждой колонне (рис. П-20, а) обычно
используют при четкой ректификации близкокипящих смесей с от-
носительной летучестью компонентов а<1,3 <[28]. По сравнению с
Одноколонной системой каскад последовательно работающих ко-
Рис. П-20. Схемы ректификационных систем дли четкого разделения близкокипя-
щих смесей на две фракции:
а — каскад из двух последовательно работающих колонн; б — то же с рециклом дистилля-
та второй колонны.
123
Рис. П-21. Ректификационные системы
из трех простых колоии со связанными
тепловыми потоками.
лонн обеспечивает значительное
снижение приведенных затрат (в
2—3 раза).
Широкое распространение
для таких же условий разделе-
ния получила схема из двух по-
следовательно работающих колонн с рециклом дистиллята второй
колонны (рис. П-20,б), представляющая фактически некоторую
модификацию предыдущей схемы.
Особый интерес представляют системы параллельно работаю-
щих простых ректификационных колонн со связанными тепловыми
потоками [29]. В такой системе (рис. П-21) сырье равномерно рас-
пределяется 'по всем колоннам (Р\=р2 — Рз), и верхний паровой по-
ток предыдущей колонны связывается с кипятильником последую-
щей колонны, работающей при более низком давлении (Р\>Р^>
>Р3). Разница в давлениях предыдущей и последующей колонн
принимается такой, чтобы обеспечить необходимый температурный
перепад в кипятильниках для конденсации паров предыдущей и
испарения жидкости последующей колонн. При выборе давления в
колоннах необходимо учитывать следующее: давления и темпера-
туры в колоннах не должны превышать критических; давление в
первой колонне должно соответствовать температуре низа, послед-
няя должна быть не выше максимальной температуры недорогого
теплоносителя; давление в последней колонне должно соответст-
вовать такой температуре верха колонны, при которой можно ис-
пользовать в качестве хладоагента 'воду или воздух без предвари-
тельного их охлаждения.
Система параллельно работающих колонн по сравнению с од-
ной колонной обеспечивает при разде-
лении близкокипящих смесей значи-
тельное уменьшение энергетических и
капитальных затрат (пример исполь-
зования системы из двух параллельно
работающих колонн для разделения
смеси пропилен — пропан рассматри-
вается в гл. IV).
Рис. П-22. Система параллельно работающих
ректификационных колоии со связанными теп-
ловыми потоками и с тепловым насосом иа
верхнем продукте:
/ — колонна низкого давления; 2 — колонна высокого
давления.
124
Ректификация из двух параллельно работающих колонн может
осуществляться также с тепловым насосом на верхнем .продукте
колонны низкого давления (рис. П-22) [14]. Существенным не-
достатком системы является повышенный расход энергии на сжа-
тие верхнего продукта вследствие увеличения разности температур
между верхом колонны низкого давления и низом колонны высо-
кого давления.
3. МЕТОДЫ СИНТЕЗА И АНАЛИЗА ТЕХНОЛОГИЧЕСКИХ СХЕМ
ПЕРЕГОНКИ И РЕКТИФИКАЦИИ НЕФТЯНЫХ СМЕСЕЙ
3.1. Одноколонные ректификационные системы
Анализ ректификационных систем проводят с целью определе-
ния оптимальных параметров процесса ректификации и конструк-
тивных размеров аппаратов. Оптимальными параметрами процес-
са ректификации в полной колонне являются в первую очередь
давление, флегмовое число или коэффициент избытка флегмы и
температура питания.
Оптимальное давление обычно соответствует применению наи-
более дешевого хладоагента для конденсации паров в верху ко-
лонны, поэтому лучше использовать более высокое давление, не-
жели пониженное. Указанное обстоятельство достаточно убеди-
тельно иллюстрируется графиком влияния давления на приведен-
ные затраты при разделении смеси изо- и нормального бутанов
[7] (рис. П-23). Как видно из рисунка, в интервале от 0,1 до
0,5 МПа приведенные затраты увеличиваются особенно резко при
значительной доле эксплуатационных затрат из-за применения
дорогих хладоагентов (в частности, аммиака). В то же время при
высоком давлении общая стоимость затрат на ректификацию
практически не зависит от давления.
Поскольку давление процесса меняется в очень широких пре-
делах при определении его оптимального значения в качестве пер-
вого приближения целесообразно использовать эмпирическую
Рис. П-23. Увеличение приведен-
ных затрат (Д<р/<р) от давления
процесса (Р) при ректификации
смеси бутанов:
/ — прн обычном соотношении эксплуа-
тационных н капитальных затрат; 2 —
прн эксплуатационных затратах в
10 раз больше.
125
связь между оптимальным давлением (Р, МПа) и температурой
кипения (Ткип, К) сырья
1пР= 1751/Ткип —6,777
Оптимальное флегмовое число обычно отвечает низким коэф-
фициентам избытка флегмы р= 1,01—1,10. При невысоких энерго-
затратах процесса изменение общих затрат в зависимости от флег-
мового числа невелико и поэтому для 'последующих расчетов це-
лесообразно принимать повышенные коэффициенты избытка флег-
мы, например 1,25. При выборе рабочего флегмового числа не-
обходимо учитывать также возможность четкого регулирования
процесса, в связи с чем не рекомендуется принимать небольшие
коэффициенты избытка флегмы.
Оптимальная температура питания, как правило, соответствует
значительно более пологому оптимуму функции цели По сравне-
нию с указанными выше параметрами. Однако можно отметить
следующую тенденцию: чем выше оптимальное давление, тем ни-
же должна быть оптимальная температура сырья, т. е. оптималь-
ная доля его отгона.
Для анализа одноколонных ректификационных систем исполь-
зуют специальные методы расчета, основанные на приближенном
математическом описании процесса, так как при определении по-
верхности какой-либо функции цели необходимо проводить сотни
и даже тысячи расчетов с полной технико-экономической характе-
ристикой процесса и поэтому время счета одного варианта даже
на быстродействующих ЭВМ должно быть порядка 0,1—1 с.
Специальные методы расчета процесса ректификации, предна-
значенные для оптимизации технологических схем разделения, рас-
смотрены в работах [7, 30]. Они основаны на классических урав-
нениях Фенске — Андервуда и Геддеса. В этих методах предусмат-
ривается раздельное определение состава внешних потоков и флег-
мового числа, что не требует применения сложных итерационных
расчетов.
Расчет процесса ректификации по методу температурной гра-
ницы деления смеси. Принимая в качестве исходных данных состав
сырья xFi, заданное разделение между дистиллятом и остатком
ключевых компонентов фг и фд (ф; = где di, — моли i-ro ком-
понента .в дистилляте и остатке соответственно), коэффициент из-
бытка флегмы р и положение тарелки питания Nf, определяем от-
носительный расход дистиллята z=DIF, флегмовое число R, число
теоретических тарелок N и полные составы продуктов Хы и Xwi-
1. Определяем относительный расход и состав дистиллята по
методу Геддеса
m т v
где сц_* — коэффициент относительной летучести i-ro компонента по отношению
к k-му компоненту на температурной границе деления смеси /*, находящейся
126
между компонентами I и й; п — индекс фракционирования или коэффициент, опре-
деляемый из уравнений:
при а,-*> 1
при a£-fe< 1
n = Ig^/lgaj-fe
п = lg Фл/lg «Л-*
Состав и расход остатка определяют из уравнения общего ма-
териального баланса.
2. Находим минимальное флегмовое число по уравнению Ан-
дервуда
т
п Yl ai-hxDi
«nnn~2j аНЛ-е
1
причем 0 предварительно рассчитываем из соотношения:
т
1=1
aj-hxFi
at-h — 6
3. Определяем рабочее флегмовое число /?=p7?min и находим
минимальное число теоретических тарелок по уравнению Фенске:
v 1g (Фг/Фп)
lg ath
Затем находим число теоретических тарелок из следующего соот-
ношения:
/ 1+54.4Х X— 1 \
Y~1 — exp + 1I7>2X ’ /x J
где
“ JV-f- 1
v R — Rmin
И X= R+l
Рассмотрим теперь основное содержание алгоритмов оптималь-
ного анализа одноколонных систем ректификации, когда при за-
данном разделении ключевых компонентов ф/, фл и положении (но-
мере) тарелки питания NF, соответствующих проектному расчету,
определяют следующие оптимальные параметры процесса и кон-
структивные размеры аппарата: флегмовое число Rom, число тео-
ретических тарелок NOm, расстояние между тарелками НОт и диа-
метр КОЛОННЫ Dom-
На рис. П-24 показана схема оптимального анализа одноколон-
ной ректификационной установки с определением Rom и NOm
[28] (вариант а), с определением Rom, NOm и £>опт (вариант б)
[21] или с определением 7?опт, 'NOm, Dom и Допт (вариант в) [32].
Вариант оптимального анализа по схеме а можно успешно исполь-
зовать для разделения смесей с относительной летучестью а>3.
Для этих же условий оптимальное значение ROm можно найти
из 'следующего уравнения, полученного на основе анализа приве-
127
a 6 в
Рис. П-24. Принципиальные схемы оптимального анализа одноколонных ректифи-
кационных установок.
денных затрат на разделение различных смесей [33]:
RomlRm\n = (1,6-0.0287а’_^ - 0,1876af_ft + 0,4199аг_Л - 0,2527) X
X {7,5 — 1g [(xz/x/Jd {xh/xt)w (xz/xh)^.'55c‘z“ft] }
где X/ и Хь — мольные доли легко- н тяжелолетучего компонентов; Z?mIn — мини-
мальное флегмовое число; сц-н — относительная летучесть ключевых компонентов.
При четкой ректификации близкокипящих смесей требуется
более подробный анализ процесса с учетом влияния расстояния
между тарелками и с расчетом толщины стенки корпуса колонны.
Принципиальная схема такого алгоритма расчета показана на
рис. П-24, б. И, наконец, когда капитальные затраты на сооруже-
ние колонны становятся соизмеримыми с эксплуатационными рас-
ходами (например, при ректификации сильно коррозионного сырья,
при высоком давлении процесса, при четкой ректификации смесей
и т. п.) требуется учитывать также влияние всех параметров про-
цесса и конструктивных размеров аппарата на величину приведен-
ных затрат. Принципиальная схема подобного алгоритма расчета
показана на рис. П-24, в.
128
Методика определения оптимальных параметров ректификации
смесей пропилен — пропан и этилен — этан в одноколонных систе-
мах с тепловым насосом рассматривается в работе {34].
Для синтеза оптимальных одноколонных систем ректификации
могут быть использованы эволюционные методы, сущность которых
заключается в последовательном улучшении отдельных элементов
технологической схемы за счет внедрения известных и новых прие-
мов и технологических решений, улучшающих экономику процесса.
В работе [35] на примере разработки оптимальной схемы деметанизации га-
зов пиролиза описано применение этого метода. В табл. П.З приведены исходные
данные по процессу: состав сырья, получаемых продуктов, температуры и давле-
ния. На рис. П-25 показаны принципиальные технологические схемы процесса, ил-
люстрирующие последовательность синтеза: в качестве первоначального варианта
(схема а) была принята обычная схема полной колоииы с парциальным конден-
сатором при температуре хладоагента (этилена) минус 100 °C. Далее для конден-
сации и охлаждения верхнего продукта наряду с хладоагеитом был использован
дроссельэффект сухого газа (схема б). Затем исходное сырье охлаждали до тем-
пературы минус 62 °C (схема в) и подвергали последовательной сепарации с
подачей в колонну нескольких сырьевых потоков (схемы гиб). Затем организо-
вали промежуточное циркуляционное орошение в верхней части колонны (схе-
ма е) и, наконец, — рецикл пропана с подачей его в промежуточный сырьевой
конденсатор (схема ж). Соответствующие изменения температурного режима и
стоимостные показатели процесса приведены в табл. II.4. Как видно, наибольшие
затраты в простейшей схеме падают на потери этилена с сухим газом и на хладо-
агент, а по мере усовершенствования схемы эти статьи затрат существенно умень-
шаются и становятся соизмеримыми с остальными элементами затрат для опти-
мальной схемы ж.
Рис. П-25. Эволюция схемы деметанизации пирогаза (пояснения вариантов схемы
в тексте).
9-1502
129
Таблица 11.3. Исходные данные по процессу деметанизации
газов пиролиза [35]
Показатели Сырье Дистиллят Остаток
жидкость пар
Давление, МПа 3,2 3,2 0,45 3,2
Температура, °C Расход, кмоль/ч —25 —25 —100 —15
н2 20 783 803 —
СН« 170 1180 1345 5
С2Н4 565 835 Л 1400—х
С2Нв 171 164 — 335
СзН» 456 129 — 585
С3Н, 51 12 — 63
Всего 1433 3103 2148 4-х 2388 — х
Таблица II.4. Результаты оптимизации схемы деметанизации пирогаза
Показатели Варианты схемы по рис. П-25
а б в г д е (вари- ант I) ж (вари- ант 2)
Температура концевого —90 —93 -95 —94 —100 —105 —по — 112
сепаратора, °C Расход, кмоль/ч верхнего орошения 1840 1950 753 890 222 154 185 198
этилена в сухом газе 94 84 74 75 61 32 9,5 7,5
циркулирующего — — — — — — 0,025 0,050
пропана (моль/моль сырья) Стоимость относительная 1.0 0,926 0,856 0,837 0,768 0,624 0,498 0,485
в том числе теплообменников ко- 0,05 0,094 0,12 0,106 0,112 0,111 0,113 0,111
лонн хладоагента (этиле- на) —65 °C 0,037 0,037 0,037 0,037 0,037 0,037 0,037 0,037
0,156 0,110 0,110 0,110 0,110 0,110
—100 °C 0,293 0,289 0,102 0,123 0,126 0,148 0,132 0,145
пара в кипятильнике 0,025 0,027 0,040 0,032 0,032 0,034 0,033 0,036
рецикла пропана —— — — — — — 0,013 0,026
потерь этилена 0,595 0,479 0,401 0,429 0,351 0,184 0,060 0,020
3.2. Многоколонные ректификационные системы
При синтезе многоколонных ректификационных систем необхо-
димо решать многие задачи:
1) определять методы разделения смеси, поскольку на различ-
ных этапах и для разных смесей могут быть использованы раз-
личные методы разделения — простая ректификация, азеотропная
и экстрактивная ректификация, абсорбция;
2) определять оптимальную последовательность реализации от-
дельных этапов разделения, т. е. синтезировать технологическую
схему процесса;
130
3) определять оптимальную систему энергообеспечения схемы
разделения.
Выделение последней задачи в самостоятельный этап синтеза
обусловлено возможностью построения схем с элементами (подси-
стемами), связанными между собой тепловыми потоками, тепло-
выми и материальными потоками или с усовершенствованными
элементами схем разделения, рассмотренными ранее.
Синтез простых многоколонных систем ректификации выполня-
ют в основном комбинированными методами — алгоритмическими
или эволюционными в сочетании с эвристиками, применяемыми на
различных уровнях решения задачи. Первый уровень эвристик ис-
пользуют для определения возможных фракций или чистых компо-
нентов, получаемых прн разделении, а второй — для выбора наи-
более экономичного метода разделения, при котором обеспечивает-
ся получение фракций выбранного состава.
Рассмотрим вначале различные эвристики, используемые для
синтеза многоколонных схем ректификации. В работах [36] пред-
лагаются следующие эвристики, полученные в результате анализа
суммарных паровых потоков во всех колоннах, тепловых нагру-
зок на кубы и конденсаторы всех колонн:
1) разделение наиболее трудноделимой пары компонентов
должно быть последним в схеме;
2) последовательность колонн в схеме должна быть такой, что-
бы для каждой колонны выполнялись условия балансового отбо-
ра.
При учете эксплуатационных и капитальных затрат были най-
дены другие эвристики для синтеза схем разделения [37]:
1) если концентрации компонентов в исходной смеси приблизи-
тельно одинаковы, как и разница в относительной летучести ком-
понентов, то предпочтительна прямая схема разделения;
2) если доля одного из компонентов в исходной смеси значи-
тельно больше доли других компонентов, то данный компонент
должен выводиться из системы по возможности первым.
При синтезе схем ректификации смесей близкокипящих компо-
нентов или при разделении широких фракций на узкие рекоменду-
ются эвристики, полученные в результате анализа энергетических
затрат [38]:
1) прямая схема с верхним целевым продуктом предпочтитель-
на лишь в том случае, если по каким-либо иричинам не могут быть
использованы перечисленные ниже правила;
2) разделение близкокипящих смесей должно проводиться по-
следним, т. е. в отсутствие других компонентов;
3) в любом случае предпочтение следует отдавать той схеме,
для которой реализуется возможность эквимольных отборов ди-
стиллята и остатка (принцип дихотомии);
4) разделение, при котором достигается высокая чистота про-
дуктов, должно проводиться последним в общей последователь-
ности.
9* 131
В работе [39] в качестве основных приводятся такие эвристики:
1) в любом случае предпочтение отдается «прямой» последо-
вательности схем разделения;
2) компонент, доля которого существенно превышает долю всех
остальных компонентов исходной смеси, должен отбираться пер-
вым в общей последовательности;
3) разделение наиболее трудноделимой пары компонентов или
фракций должно проводиться последним в общей последователь-
ности;
4) наиболее «агрессивный» по воздействию на аппаратуру ком-
понент должен выводиться из системы в первую очередь.
В работе [40] рекомендуются следующие эвристики для син-
теза многоколонных схем:
1) компонент с малым содержанием в сырье следует предвари-
тельно концентрировать в трехкомпонентной смеси, где он явля-
ется промежуточным, или в двухкомпонентной смеси, если он яв-
ляется крайним в ряду сырьевых компонентов;
2) в первой колонне следует вести разделение по такой грани-
це, где соседние компоненты имеют большие доли в сырье и осо-
бенно, если допускается относительно большое взаимное загрязне-
ние этих компонентов.
Отметим еще одно эффективное правило, которое часто исполь-
зуют при синтезе многоколонных схем ректификации — это прави-
ло выбора наиболее экономичного оператора схемы [41] или та-
кой последовательности разделения, при которой в каждой колон-
не обеспечивается наименьшая чистота промежуточных продук-
тов [42].
В работе [43] показана эффективность и целесообразность на-
правленного применения следующих эвристик для синтеза про-
стых схем разделения:
1) определение последовательности по убыванию относительных
летучестей соседних компонентов (данное правило совпадает с эв-
ристикой из работы [35] о том, что разделение по границе, где
относительная летучесть компонентов близка к единице, следует
проводить в отсутствие неключевых компонентов);
2) если относительные летучести компонентов изменяются в
нешироких пределах, а содержание компонентов в сырье различно,
то их следует выделясь в порядке уменьшения мольной доли в
питании;
3) если относительные летучести и мольные составы компонен-
тов изменяются в нешироких пределах, т. е. не отличаются за-
метно друг от друга, то следует применять прямую схему разде-
ления, в соответствии с которой компоненты исходной смеси по-
следовательно выделяются в виде верхнего продукта;
4) разделяющий агент следует выделять непосредственно по-
сле точки ввода;
5) если заданы требован-ия на какие-либо продукты, то пред-
почтительно выделять эти продукты по простейшей прямой схеме.
132
При алгоритмическом синтезе наиболее часто используют ме-
тод динамического программирования. Этим методом последова-
тельно синтезируют оптимальные схемы разделения всех групп
компонентов, которые можно получить из исходной смеси, начиная
с наименьших трехкомпонентных групп и постепенно переходя к
большим. При переходе к увеличенному числу компонентов в груп-
пе используют уже найденные оптимальные схемы для разделения
групп с меньшим числом компонентов.
Любая фракция или компонент, получаемые в процессе разде-
ления исходной смеси, могут быть охарактеризованы параметром р
(число продуктовых фракций или компонентов в исходной смеси)
и параметром i (номер фракции или компонента в порядке возра-
стания средней температуры кипения фракции или относительной
летучести компонента). Следовательно, каждая фракция условно
может быть обозначена параметрами р, I.
Критерий оптимальности метода динамического программиро-
вания при разделении фракции р, i на два потока (дистиллят и
остаток) может быть записан следующим образом:
<р (р, 0 = min [<р2 (р, I, pw) + <рх (Pw, i) + ф! (p — pw, i + Puz)j
где <pi (p, i); <p 1 (pw, i); <pi (p—pw, i+pw) — критерии оптимальности для разделе-
ния фракций [р, »],. [рв-, i], [p—pw, i+pir] на р, pw. p—pw продуктовых потоков
соответственно; <р(р, 1, pw)—критерии оптимальности для разделения фракции
[р, i] иа фракции [pw, i] и [р—pw, i+pir]; Pw— число продуктовых фракций, от-
бираемых с кубовым продуктом.
Тогда для решения задачи построения оптимальной схемы раз-
деления некоторой фракции [р, i] на р продуктовых потоков необ-
ходимо определить такое значение pw, которое соответствует ми-
нимальному значению критерия оптимальности epi (р, I).
Проиллюстрируем применение метода динамического программирования на
примере разделения смеси из четырех компонентов ABCD. Выбор оптимальной
схемы разделения осуществляют в два этапа. На первом определяют критерий оп-
тимальности для всех возможных групп разделения, составляющих исходную
смесь. Определяющим параметром здесь является номер легкого или тяжелого
ключевого компонентов. Общее число возможных колонн разделения, отличающих-
ся числом компонентов в питании, номером первого и тяжелого ключевого ком-
понентов, определяется соотношением
К = п(п2 — 1)/6
Для четырехкомпонентной смеси (п=4) необходимо будет выполнить 10 ва-
риантов расчетов отдельных колонн.
Таким образом, в методе динамического программирования
вначале рассматривают синтез оптимальных подсистем ректифи-
кации. В первую очередь определяют подгруппы всех компонентов,
состоящие из сырья, промежуточных и конечных продуктов разде-
ления с числом компонентов или фракций больше двух. Далее для
каждой группы рассчитывают все подсистемы или подпроблемы,
т. е. все технологические схемы, обеспечивающие возможное раз-
деление подгрупп компонентов. Наконец, результаты расчета каж-
дой подсистемы суммируют по принципу оптимальности Белмана и
133
Таблица'П.5. Синтез оптимальных схем разделения
пятикомпонентной смеси на основе метода
динамического программирования
Под- группа компо- нентов Под- система разделе- ния (под про- блема) Относительная стоимость Оптимальная схема
мини- маль- ная общая, включая разделе- ние после дующих минималь- ная при декомпо- - зицин на подгрупп*
[ЛВ] л/в 1 1 1 Г л ] -*[Л[
LbJ ->[В]
[ВС] в/с 2,02 2,02 2,02 Г в 1 |-*[в]
L С J Ц[С]
[СР] С/Р 1.12 1,12 1,12 С 1 |-*[С]
LPJ L[P]
[РЕ] Р/Е 5,53 5,53 5,53 ГР-l |-*[Р]
I Е J L[E]
[ЛВС] Л/ВС 1,57 3,58 о Г л 1 -*И1
лв/с 6,56 7,56 О i
В — ГВ] |-*[В]
Lс J -4 с ]_|-йс]
[ВСР] В/СР 2,21 3,42 Ч 49 Г в -ЧД1
ВС/Р 1,53 3,55
с - ГС] |-*[С]
LD J -4 d ] |_jp]
[СРЕ] С/РЕ 1,58 7,10 Г с 1 J с 1 —[С]
СР/Е 5,31 6,52 U У D - L р J +[Р]
Е J ->[£]
[ЛВСР] A/BCD 1,68 5,10 "Л" -*[А]
AB/CD 7,12 9,33 5,1
ABCfD 1,66 5,25 в в -ЧВ]
С — С - j С] -*[С]
-D- L °J ->L pj -ЛР]
[ВСРЕ] B/CDE 12,44 8,97 " В’ -*[В]
BC/DE 1,86 9,42 8,97
BCD/E 5,60 9,00 С С * С] Г*[С]
р р - LpJ Ljp]
_£_ L£J ->[Е]
134
Продолжение
Под- группа компо- нентов Под- система разделе- ния (подпро- блема) Относительная стоимость Оптимальная схема
мини- маль- ная общая, включая разделе- ние после- дующих минималь- ная при декомпо- зиции на подгруппы
[ABCDE] A/BCDE AB[CDE ABCIDE ABCD/E 1,94 7,80 1,98 5,83 10,93 15,30 11,20 10,95 10,93 1 1 1 4 1 ,tn tj to Й Ъ о 1 'q-' _] 1 1 tn о п to О П ' i 1 1 j 11 ' to tn tJ О “ I I 1 1 +
Дрейфуса с определением оптимальной схемы разделения смеси.
Расчеты подсистем проводят от простейшей к сложной — от разде-
ления бинарной смеси к тройным, четверным и т. д.
В табл. II.5 иллюстрируется указанная процедура расчета применительно к
разделению пятнкомпонентиой смеси ABCDE на чистые компоненты [43]. Для
данной смеси имеется 10 подгрупп из 2, 3, 4 и 5 компонентов, для разделения
которых могут быть использованы 20 подсистем. При расчете разделения бинар-
ных смесей АВ, ВС, CD и DE иа чистые компоненты определяют оптимальные
условия разделения: давление, флегмовое число и число теоретических тарелок.
Затем рассматривают разделение трехкомпонентных смесей и определяют опти-
мальную схему по минимуму приведенных затрат. Например, для смеси АВС
сравнивают стоимость разделения по схемам:
I-*- А
|-^Л »-ДВ —
АВС — В и АВС — I-*- В
l^BC— l-*c
'—►С
Систематический расчет оптимальной стоимости по каждой группе позволяет оп-
ределить в итоге оптимальную схему разделения исходной смеси.
При эволюционном синтезе технологической схемы процесса
(рис. П-26, а) последнюю удобно представлять в виде направлен-
ного графа, или бинарного дерева (рис. П-26, б), в котором раз-
делительные аппараты изображаются операторами а, для обычной
и для азеотропной или экстрактивной ректификации [44]. На
рис. 11-26,а индексы а1 и аг обозначают, что разделение данной
смеси осуществляется в обычных ректификационных колоннах с
номерами i=.l и i=2 соответственно; аналогичным образом ис-
пользуются индексы рз и р4 для колонн азеотропной и экстрактив-
ной ректификации с номерами i=3 и i=4.
Синтез начинают с некоторой первоначально принятой схемы,
изменяя относительное положение операторов at и а»+ь а также
си-l и сц на обратное и принимая затем в оптимальном варианте
135
Рис. П-26. Последовательность разделения смеси (о) и направленный граф раз-
делительной установки (бинарное дерево) (б).
вместо операторов at операторы р,-. Эволюцию первоначально при-
нятой схемы осуществляют с номера i=l. После каждого измене-
ния схемы определяют критерий оптимальности и из числа бли-
жайших вариантов первоначальной схемы выбирают оптимальный
вариант, соответствующий локальному оптимуму, который далее
подвергается аналогичному эволюционному синтезу. Описанный
алгоритм синтеза иллюстрируется примером разделения смеси
пропан (А), н-бутан (В), бутен-1 (С),, транс-бутен-2 (D), цис-
бутен-2 (Е) и пентан (F) методом обычной а и экстрактивной р
ректификаций. На рис. П-27 показаны структурные схемы процес-
са а, последовательность эволюционного синтеза б, начиная со схе-
мы 1, до схемы 10 (оптимальная схема 5 обведена пунктиром).
На структурных схемах (рис. П-27, а) последовательность раз-
деления условно обозначена составами сырьевых потоков колонн
с границами деления исходной смеси в виде горизонтальной черты
и стрелками, показывающими связь колонн друг с другом через
промежуточные продукты. Например, для структурной схемы 1
сырьем первой колонны является смесь ABCDEF, которая делится
на промежуточный продукт ABODE и целевой продукт F; проме-
жуточный продукт направляется во вторую колонну, где он де-
лится на целевой продукт А и промежуточный продукт BCDE
и т. д.
При большом числе компонентов можно значительно упростить
алгоритм синтеза, принимая для сравнительного анализа не все
возможные варианты схем, получившиеся в процессе эволюции,
а только наиболее перспективные, отбираемые, например, при по-
мощи рассмотренных выше эвристик.
Эволюционный синтез может быть выполнен также методом
направленного синтеза [41]. Сущность метода заключается в пер-
воначальном определении такой структуры системы, которая на
каждом этапе разделения (операции) обеспечивает минимальные
затраты, т. е. локальный оптимум, с последующим уточнением этой
структуры в результате сравнения общих затрат для этой схемы
с возможными и целесообразными изменениями схемы, начиная с
последней операции.
136
A
В
С
в
Е_
F
В
С
В
Е
С_
D
Е
А
В
С
о
_£
F
А
В
£
В
Е
Схема 8 (99,527.)
Схема / (1007.)
В
Схема 6 (110,167.)
Схема 9 (939,597.)
А_
В
С
В
Е
F
А
В
С
В
Е
Схема 10 (177,997.)
Схема 7 (98,26)
Рис. П-27. Эволюционный синтез технологических схем разделения многокомпо-
нентной смеси углеводородов Сз—Сз:
а— структурные схемы процесса; б — последовательность эволюционного синтеза (цифры
в скобках у номера схемы — стоимость по отношению к схеме 1, принятой за 100%).
Содержание такого алгоритма иллюстрируется примером разделения смеси
н-гексан (Д), бензол (В) и циклогексан (С) прн давлении 101,3 кПа. Для разде-
ления используется обычная щ и экстрактивная Р< ректификации с фенолом (О)
для разделения азеотропной смеси бензол—циклогексан. На рис. П-28 показана
структурная схема процесса разделения, иллюстрирующая эволюционный синтез
схемы На первом этапе рассчитывались и сравнивались между собой операторы cq,
«2. Рз и р4; на втором р6 и р5; на третьем а? и р8. Относительные затраты на раз-
деление смеси приведены ниже:
Оператор . ... аг а2 Р3 ₽, Р8 Р6 а7 Рв Р„ Р10
Относительные за-
траты, % , . . . 100 410 21 162 НО 31 7000 95 18 19
Первоначально синтезирована схема р3—р6—рз—Ра с относительными сум-
марными затратами 165%. Возвращаясь к оператору Рз (пунктирная линия иа
рис. П-28) и синтезируя новую схему Рз—р5—Рю, получена оптимальная схема с
минимальными затратами —150%.
Синтез сложных ректификационных систем со связанными теп-
ловыми потоками, рассматриваемый в работе [41], проводят ме-
137
Рис. П-28. Эволюционный син-
тез схемы разделения смеси
к-гексан — бензол — циклогек-
сан направленным поиском.
В
тодом динамического
программирования с ис-
пользованием приведен-
ных выше эвристик.
Стратегия синтеза схем
ректификации со связан-
ными тепловыми потока-
ми такова:
1) идентифицировать сырье и другие внешние потоки, исполь-
зуемые для теплообмена;
2) составить и рассмотреть все подпроблемы ректификации ис-
ходной смеси;
3) составить возможные комбинации теплообмена между по-
токами, используя эвристики;
4) определить минимальную стоимость разделения в каждой
колонне с определением оптимальных условий разделения: давле-
ния, числа тарелок и флегмового числа;
5) определить минимальную стоимость разделения в двух ко-
лоннах с теплообменом между дистиллятом и остатком;
6) повторить операции 4 и 5 для всех возможных пар теплооб-
мена, определенных в операции 3;
7) отбросить неэкономичные варианты теплообмена;
8) оценить возможные экономичные схемы теплообмена между
тремя и более потоками;
9) ) составить перечень стоимостей для всех подпроблем рек-
тификации;
10) выбрать минимальную стоимость для каждой подпроблемы;
11) синтезировать оптимальную схему при минимальной стои-
мости, используя метод динамического программирования;
12) проверить, является ли теплообмен между потоками неоче-
видным? Если да, то заменить стоимость затрат для каждой под-
проблемы, если нет, тогда получаем синтезированную оптимальную
схему ректификации со связанными тепловыми потоками.
По сравнению с простыми схемами синтез сложных схем с
теплообменом требует значительно большего объема вычислений
из-за необходимости перебора всех возможных вариантов тепло-
обмена с определением оптимальных условий разделения смесей в
каждой колонне (давления, числа тарелок и флегмового числа).
Так, при разделении 907,2 кмоль/ч пятикомпоиентной смеси парафиновых уг-
леводородов следующего состава (в мольн. долях): С3 — 0,05; изо-С<— 0,15;
н-С< —0,25; изо-С5— 0,2 и н-С5 —0,35 проводился анализ оптимальных условий
138
разделения 126 вариантов теплообмена между потоками дистиллята и остатка.
Для разделения указанной смеси оптимальная схема ректификации со связанны-
ми тепловыми потоками по сравнению с более простой схемой обеспечивает умень-
шение энергетических затрат всего лишь на 2% и, следовательно, применение ее
неоправданно из-за большей сложности регулирования и управления процессом.
Необходимо обратить также внимание на то, что спектр рас-
пределения относительной стоимости при синтезе схем разделения
бывает довольно узким, т. е. затраты при оптимальной схеме не
намного могут отличаться от затрат при других схемах, в том чис-
ле полученных обычно на основе термодинамических критериев оп-
тимальности или на основе рассмотренных выше эвристик.
Так, для разделения рассмотренной выше пятикомпонентной смеси парафино-
вых углеводородов Ci—Q стоимость затрат для семи схем находится в пределах
6% от стоимости затрат при оптимальной схеме и наиболее высокая стоимость
всего лишь на 22% больше минимальной [44].
При синтезе сложных систем ректификации со связанными ма-
териальными и тепловыми потоками, с усовершенствованными
элементами систем (с двумя давлениями, с тепловым насосом и
др.) в настоящее время используют в основном инженерный опыт
и интуицию проектировщика.
Для синтеза схем ректификации с теплообменом между потока-
ми в конденсаторах и кипятильниках разных колонн предложены
следующие эвристики [43, 45].
1. Группы легколетучих компонентов ABCD, АВС, АВ и А, от-
бираемые с дистиллятом колонн, являются источником энергии;
эти потоки не могут быть использованы для теплообмена друг с
другом.
2. Потоки, содержащие менее летучие компоненты BCDE, CDE,
DE и DE, уходящие с остатком, являются стоком энергии и также
не могут быть использованы для теплообмена друг с другом.
3. Потоки АВ и ВС, содержащие одинаковые компоненты, не
могут быть использованы для теплообмена друг с другом.
4. Обмен энергией между потоками В и ВС возможен только
в том случае, если один из них является источником энергии, а дру-
гой— стоком; так, поток ВС является дистиллятом (источником
энергии), а поток В — остатком (стоком).
5. Любой поток, если он является источником энергии, может
обмениваться теплом только с потоком более легколетучего ком-
понента и наоборот, любой поток, если он является стоком, может
обмениваться теплом с потоком из менее летучих компонентов.
6. Оптимальная технологическая схема без теплообмена часто
дает небольшую экономию энергии при организации теплообмена
между потоками.
7. Наиболее выгодной схемой при теплообмене между потока-
ми является такая, при которой осуществляется последовательное
выделение из схемы компонента по мере уменьшения его лету-
чести.
Синтез оптимальной технологической схемы любой сложной
структуры рассматривается в работе [7]. В качестве простейших
139
Рис. П-29. Элементарные ректификационные системы для разделения трехкомпонентной смеси на три продукта:
а, б, з — из простых колонн; в, г, д — из сложных колонн со связанными тепловыми и материальными потоками; е, ж-
колонн с боковым отбором продукта.
элементе схемы приняты восемь ректификационных систем для
разделения трехкомпонентной смеси (элементарных систем), со-
стоящие из сочетания неполных и полных ректификационных ко-
лонн (рис. П-29): три простые (а, б, з) и пять сложных систем
(в, г, д, е, ж). Простые системы образованы последовательным со-
единением двух полных ректификационных колонн по дистилляту
или остатку (а и б), либо параллельным соединением двух полных
колонн по дистилляту и остатку (з). Сложные системы образованы
полной ректификационной колонной с укрепляющей (в) или от-
гонной (г) секциями, ректификационными колоннами с боковым
отбором продуктов (е и ж) или последовательно-параллельным
соединением двух колонн (д).
Та или иная система для синтеза схемы из числа приведенных
вариантов элементарных систем выбирается на основе двух тре-
угольных диаграмм, определяющих оптимальные области их при-
менения в зависимости от состава смеси и летучести компонентов
смеси, т. е в зависимости от сложности разделения смеси. В качес-
тве характеристики сложности разделения принят индекс слож-
ности разделения ESI (Easy of Separation Index), равный
ESI = kfikc/kBkB = v-a-b^c-b
где kA, kB, kc — константы фазового равновесия компонентов А, В и С.
На рис. П-30 показаны треугольные диаграммы при различных значениях ин-
декса сложности разделения ESI для схем элементарных ректификационных си-
стем по рис. П-29. Диаграммы построены на примере ректификации шести раз-
личных смесей парафиновых углеводородов (по данным табл. П.6) в широком
диапазоне изменения состава сырья и с получением продуктов примерно одина-
кового состава:
Верхний продукт: хд 0,987, х£=0,01, хс=0,003
Средний продукт: хд=0,01, х£=0,98, хс=0,01
Нижний продукт: Хд=0,004, хв=0,01, хс=0,98б
В табл. П.6, приведены также значения индекса ESI и относительные летуче-
сти компонентов смеси. Величины ESI<1 обозначают, что разделение между
компонентами А и В труднее, чем между компонентами В и С-
Рис. П-30. Оптимальные области применения элементарных ректификационных
систем для разделения трехкомпонеитной смесн АВС при ESI< 1,6 (а) и при
ESlS=sl,6 (б):
Буквы соответствуют схемам элементарных ректификационных систем по рис. П-29.
141
Таблица II.6. Состав сырья (мольн. доли)
и относительные летучести компонентов смеси
Компоненты aA-B aB-C aA-C ESI Состав сырья
А в С XFA XFB XFC
н-С5 н-Сб h-Cj 2,57 2,47 6,35 1,04 0,8 0,1 0,1
н-С4 изо-Сь h-Cs 2,38 1,28 3,05 i ,86 0,45 0,45 0,1
изо-Cf н-С4 hjCb 1,36 7,52 10,23 0,18 0,1 0,8 0,1
изо-Cs Н-С5 н-Ce 1,25 2,65 3,31 0,47 0,333 0,334 0,333
изо-Ct к-С4 изо-Cg 1,38 2,35 3,24 0,59 0,45 0,1 0,45
С3 изо-С4 н-С4 2,38 1,38 3,28 1,72 0,1 0,45 0,45
Области оптимальных условий применения элементарных си-
стем определяли сравнением приведенных затрат для всех элемен-
тарных систем, т. е. с учетом эксплуатационных расходов и капи-
тальных затрат на амортизацию оборудования.
Анализ диаграмм, приведенных на рис. П-30, позволяет сле-
дующим образом определить оптимальные области применения
простых и сложных ректификационных систем.
При ESI< 1,6:
1) если содержание среднелетучего компонента в смеси состав-
ляет от 40 до 80%, а остальные компоненты распределены поров-
ну, целесообразно применение схемы д;
2) если содержание среднелетучего компонента в смеси более
50%, а тяжелого ключевого компонента меньше 5%, целесообраз-
но применение схемы е;
3) если содержание среднелетучего компонента в смеси более
50%, а легколетучего меньше 5%, целесообразно применение схе-
мы ж,
4) если содержание среднелетучего компонента в смеси мень-
ше 15%, а остальные компоненты распределены поровну, целесо-
образно применение схемы в;
5) если вначале выделяется компонент с небольшим содержа-
нием в сырье, целесообразно применение схемы а и б.
При ESI 2^ 1,6:
1) если в сырье содержится более 50% тяжелолетучего компо-
нента, целесообразно применение схемы б;
2) если в сырье содержится более 50% среднелетучего компо-
нента и от 5 до 20% высоколетучего, целесообразно применение
схемы d;
3) если в сырье содержится более 50% среднелетучего компо-
нента и меньше 5% тяжелолетучего, целесообразно применение
схемы е:
4) если в сырье содержится более 50% среднелетучего компо-
нента и меньше 5% легколетучего, целесообразно применение схе-
мы ж;
5) в остальных случаях целесообразно применение схемы в.
142
Применение термодинамически связанных систем виг целе-
сообразно, если больше половины сырья составляет среднелетучий
компонент. Системы в, г, е и ж следует применять только для раз-
деления смесей, где требуется невысокая чистота продуктов. Кро-
ме того, следует иметь в виду, что системы е, ж и з значительно
менее гибки по сравнению с другими системами.
Синтез технологических схем для разделения п-компонентной
смеси на основе рассмотренных выше элементарных систем и со-
ответствующих им треугольным диаграммам проводится путем при-
ведения многокомпонентной смеси к псевдотрехкомпонентной, ис-
пользуя эвристические правила разделения смеси в первую оче-
редь по наиболее легкоделимой границе, т. е. между компонента-
ми, относительная летучесть которых по отношению друг к другу
максимальная.
Рассмотрим в качестве примера синтез схемы разделсиня девятикомпонент-
ной смеси, состоящей из компонентов А—I, присутствующих в эквимольном коли-
честве, на практически чистые компоненты. Располагая компоненты в порядке
убывания их летучести, определим легкие, средние и трудные для разделения гра-
ницы между компонентами (границы деления указаны ниже косой чертой):
Легкие Средние Трудные
А/В В/С н//
F/G C/D D)fE
E/F
G/H
Применяя правило деления смеси по наиболее легкой для деления границе,
исходную девятикомпонентную смесь приведем к трехкомпонеитной смеси А, В—F
и G—I следующего состава: *м=0,11; х?в=0,55 и Хгс=0,33, у которой, например,
ESI<1,6. Тогда по рис. П-30 (диаграмма слева) определяем для этого деления
оптимальную схему д, в качестве верхнего продукта которой получается компо-
нент А, в качестве среднего продукта фракция В—F и в качестве нижнего про-
дукта фракция GHI. Для последней фракции граница Н/I является трудной, а
G/Н средней. Полагая ESI^ 1,6, по рис. П-30 (диаграмма справа) выбираем для
разделения этой фракции схему б. Для разделения фракции BCDEF необходимо
сравнить между собой три варианта схем, так как третья и четвертая границы
(А(В, F/E)
(0,11,0,55,0,33)
ESJel.e
о
(В/С; С/О)
(0,2,0,2,0,6)
ES3d,6
б
(C/D; E/F)
(0,4; 0,4; 0,2)
ESJd,6
a
(В/С, E/F)
(0,2, 0,6; 0,2)
ESJd,6
(НОН)
-------- (DEF)
(0,33,0,33,0,33)
ЕЗЭ<1,Г
(НОН)
a
. %
(НОН) I"
(В/С)
(0,5; 0,5)
(В/Е)
(0,5; 0,5)
(ОВЕ)
(0,33; 0,33,0,33)
ESJ>1,6
е
а
Рис. П-31. Граф синтеза схемы ректификации девятикомпонентной смеси:
(КОН) — окончательный вариант связи; (ИЛИ) — вариант связи для сравнения; а, б, в н
д — соответствуют схемам по рис. П-29.
143
Рис. П-32. Один из вариантов схемы ректификации девятикомпонеитиой смеси по
графу, изображенному на рис. П-31.
деления являются средней трудности. Выбор соответствующей элементарной схе-
мы проводится аналогично описанному выше. Результаты синтеза всей схемы
представлены на рис. П-31 в виде графа, а на рис. П-32 в качестве примера по-
казана одна из схем по одному (верхнему варианту) разделения фракции BCDEF.
Рассмотрим особенности синтеза разнородных (гетерогенных)
схем ректификации нефтяных смесей. В практике нефтегазопере-
работки такие схемы встречаются на установках каталитического
риформинга бензиновых фракций и используются они для выде-
ления ароматических углеводородов из катализатов риформинга.
Гетерогенные схемы разделения включают несколько разнородных
процессов: обычную ректификацию, экстрактивную и азеотропную
ректификацию, абсорбцию или экстракцию.
В работе [46] рассмотрен метод и алгоритм синтеза техноло-
гических схем разделения азеотропных (обычных) смесей с про-
извольным числом продуктов и процессов разделения. Синтез про-
водят в два этапа. На первом этапе формируют возможные про-
дуктовые группы (совокупность продуктов, которая может быть
выделена совместно на некоторой промежуточной стадии разде-
ления). Формирование проводят исключением тех разделительных
процессов, которые не обеспечивают получения заданного ряда
продуктов, а также заведомо неэкономичных процессов. Для «от-
браковки» неэкономичных вариантов разделения используют эв-
ристические правила. На втором этапе осуществляют непосредст-
венный синтез оптимальной схемы методом динамического про-
граммирования с использованием ранее найденных вариантов
продуктовых групп и разделительных процессов.
Таким образом, основное отличие методов н алгоритмов син-
теза технологических схем разнородных разделительных устано-
вок заключается в первом этапе синтеза, необходимость исполь-
зования которого вызвана изменением фазового равновесия компо-
нентов смеси в отсутствие или в присутствии различных раздели-
тельных агентов.
При анализе многоколонных ректификационных систем про-
стой структуры оптимальные параметры процесса ректификации в
144
каждой колонне и оптимальные размеры колонн определяются
раздельно для каждой колонны независимо от степени влияния
предыдущей и последующей колонны в схеме, так как это влия-
ние на общую стоимость капитальных затрат обычно составляет
не более 10% [7].
В то же время при определении оптимальных параметров про-
цесса разделения для комплекса колонн со связанными матери-
альными и тепловыми потоками, оптимальный режим комплекса
должен рассчитываться исходя из имеющейся структуры потоков,
а не для каждой колонны в отдельности. Указанное обстоятельст-
во достаточно убедительно подтверждается данными, приведенны-
ми на рис. II-19 (см. стр. 123), из которых видно, что оптимальные
режимы по каждой колонне не совпадают с оптимальным режи-
мом установки в целом [27].
ЛИТЕРАТУРА
1. Hendry J. Е., Rudd D. F.— AJChE J„ 1973, v. 19, № 1, p. 1—15.
2. Бояринов А. И., Новиков А. И. Синтез и анализ многокомпонентных систем
ректификации. — В ки.: Итоги науки и техники. Сер. «Процессы и аппараты
химической технологии»/Под ред. В. В. Кафарова. М., ВИНИТИ, 1974, т. 2,
с. 5—96.
3. Типовая методика определения эффективности капитальных вложений. М.,
Экономика, 1972. 16 с.
4. Исаев Б. А., Петлюк Ф. Б., Гройсман С. А — Нефтепереработка и нефтехи-
мия, М., ЦНИИТЭнефтехим, 1977, № 12, с. 22—24.
5. Садчиков И. А., Броунштейн Б. А., Аристович В. Ю.— Химия и технология
топлив и масел, 1973, № 6, с. 32—34.
6. Майков В. П., Вилков Г. Г., Гальцов А. В. — Химия и технология топлив и ма-
сел, 1971, № 6, с. 19—22.
7. Tedder D. W., Rudd D. F. — AJChE J., 1978, v. 24, Xs 2, p. 303—334.
8. Пат. 3631683, 3675434, 1972 (США).
9. Hirata M., Jamada J. — Koraky Koraky, Kagaku Kagaku. 1977, v. 41, p. 454—
462.
10. Фролова Л. H„ Лазарев А. В., Кондратьев A. A. — В кн.: Тезисы докладов
IV Всесоюзной конференции по ректификации (Уфа). М., ЦНИИТЭнефтехим,
1978, с. 281—284.
И. Пат. 3444696, 1969 (США).
12. Пат. 3319428, 1967; 3783126, 1971 (США).
13. Пат. 3230725, 1966 (США).
14. Petterson W. С., Wells Т. А. — Chem. Eng., 1977, v. 84, № 20, р. 78—86.
15. Пат. 3813890, 1974 (США).
16. Freshwater D. С — Brit. Chem. Engng., 1961, v. 6, № 6, p. 388—392.
17. Chaussard R. — Floid et Chim., 1977, № 287, p. 70—73.
18. Пат. 2944966, 1960; 3390534, 1968 (США).
19. Берго Б. Г., Пятничко А. И., Гаджиев А. И. — В кн.: Технический прогресс в
процессах обработки газа и конденсата на промыслах и газоперерабатываю-
щих заводах. Научно-техи. обзор. М., ВНИИЭгазпром, 1974. 70 с.; Bel-
ford A. J. R. — Chem. and Process Engng., 1966, v. 47, № 12, p. 62—67.
20. Пат. 2295256, 1942 (США).
21. Пат. 3058893, 1962 (США)
22. Петлюк Ф. Б., Платонов В. М., Аветьян В. С. — Химическая промышленность,
1966, № 4, с. 865—868.
23. А. с. 566596 (СССР).
10—1502
145
24. Платонов В. М„ Петлюк Ф. Б., Жванецкий И. 6.— Химия и технология топ-
лив и масел, 1971, № 3, с. 32—34; Платонов В. М., Жванецкий И. Б., Пет-
люк Ф. 5. — Труды НИИСС, 1974, вып. 5, с. 121—127.
25. Stupin W. J., Lockhart F. J. — Chem. Eng. Progr., 1972, v. 68, № 10, p. 71—
72.
26. Fonyo Z., Szabo J., Fdldes P.— Acta Chim. Acad. Sci. Hung., 1974, v. 82, № 2,
p. 235—249.
27. Косунов А. О. и др. Труды МХТИ им. Д. И. Менделеева, 1975, вып. 88,
с. 122—125.
28. Клименко В. Л., Садчиков И. А. — Химическая промышленность, 1974, № 10,
с. 745—747.
29. Tyrens В. D„ Luyben W. L. — Hydrocarbon Processing, 1975, v. 54, Ns 7, p. 93—
96;
30. Александров И. А. Ректификационные и абсорбционные аппараты. Методы
расчета и основы конструирования. Изд. 3-е. М., Химия, 1979. 280 с.
31. Садчиков И. А., Броунштейн Б. А., Аристович В. Ю. — Химия и технология
топлив и масел, 1973, № 6, с. 32—34.
32. Бахшиян Д. Ц., Александров И. А., Туревский Е. Н.— В кн.: Тезисы докла-
дов IV Всесоюзной конференции по ректификации (Уфа), М., ЦНИИТЭнефте-
хим, 1978, с. 37—40.
33. Van Winkle М., Todd W. G. — Chem. Eng., 1971, v. 78, № 21, 136—148; Гройс-
ман С. А. и др.— Труды ВНИИПИНЕФТЬ, 1975, вып. 9, с. 231—240.
34. Александров И. А., Гройсман С. А., Соболев О. Б. — ТОХТ, 1974, т. 8, № 2,
с. 282—285.
35. King С. Л, Gantz D. W„ Barnes F. I. — Ind. Eng. Chem. Process. Des. and De-
velopm., 1972, v. 11, Ns 2, p. 271—283.
36. Harbert W. D. — Petr. Ref., 1957, v. 36, p. 169; Rod V., Warek I. — Coll. Czech.
Chem. Comm., 1959, v. 24, p. 3240.
37. Nishimura H., Hiraizumi J. — Int. Chem. Eng., 1971, v. 11, p. 188.
38. Hendry J. E., Rudd D. F., Seader J. P. — AjChE J., 1973, v. 19, № 1, p. 1;
King C. J. Separation Process., N. Y„ McGraw-Hill Book Co., Inc., 1971,
740 p.
39. Powers C. J. — Chem. Eng. Progr., 1972, v. 68, Ns 8, p. 88.
40. Кондратьев А. А., Марушкин Б. К. — Химия и технология топлив и масел,
1965, Ns 7, с. 53—55.
41. Rodrigo F. R„ Seader J. Р. — AJChE J„ 1975, v. 21, Ns 5, p. 885—894.
42. Seader J. P., Westerberg A. W. — AJChE J., 1977, v. 23, Ns 6, p. 951—954.
43. Rathore R. N. S., Van Wormer K- A., Powers G. J. — AJChE J., 1974, v. 20,
Ns 3, p. 491—502; Ns 5, p. 940—950.
44. Stephanopoulos G, Westerberg A. W7. — Chem. Eng. Sci., 1976, v. 31, Ns 3,
p. 195—204.
45. Freshwater D. C., Ziogen E. — Chem. Eng. J., 1976, v. 11, Ns 3, p. 215—222.
46. Петлюк Ф. Б., Исаев Б. А, — ТОХТ, 1977, т. 11, № 5, с. 794—797.
ГЛАВА III
СИНТЕЗ И АНАЛИЗ ТЕХНОЛОГИЧЕСКИХ СХЕМ
ПЕРВИЧНОЙ ПЕРЕГОНКИ НЕФТИ
1. НАЗНАЧЕНИЕ И ОСОБЕННОСТИ ПЕРВИЧНОЙ
ПЕРЕГОНКИ НЕФТИ
1.1. Перегонка нефти на установках АТ и АВТ
Технологические схемы установок первичной перегонки нефти
обычно принимаются для определенного варианта переработки
нефти — топливного или топливно-масляного (рис. Ш-1).
При неглубокой переработке нефти по топливному варианту
перегонка\ее осуществляется на установках АТ (атмосферных
трубчатках); при глубокой переработке — на установках АВТ
(атмосферно-вакуумных трубчатках) топливного варианта и при
переработке по масляному варианту —на установках АВТ масля-
ного варианта. Если установки АТ имеют один атмосферный блок,
то установки АВТ имеют блоки атмосферной и вакуумной пере-
гонки нефти и мазута.
В зависимости от варианта переработки нефти получают раз-
личный ассортимент топливных и масляных фракций. На установ-
ках АТ при неглубоком топливном варианте и на атмосферных
блоках установок АВТ по топливно-масляному варианту перера-
ботки получают бензиновые, керосиновые и дизельные фракции;
при глубоком топливном варианте переработки нефти на атмос-
ферном блоке установки АВТ получают бензиновые и керосино-
газойлевые фракции. Утяжеленный по составу мазут подвергается
дальнейшей переработке на блоках вакуумной перегонки с полу-
чением одной или нескольких масляных фракций и гудрона.
При топливно-масляном варианте переработки нефти и нали-
чии на заводе установок каталитического крекинга и АВТ боль-
шой единичной мощности целесообразно использование комбини-
рованной технологической схемы установки первичной перегонки
нефти, обеспечивающей одновременное или раздельное получение
из нефти наряду с топливными фракциями широкой и узких мас-
ляных фракций [1].
Принципиальная технологическая схема такой установки при-
ведена на рис. Ш-2. Как видно из схемы, .переработка нефти здесь
осуществляется в три ступени: атмосферная перегонка нефти с
получением топливных фракций и мазута, вакуумная перегонка
мазута с получением узких масляных фракций и гудрона и вакуум-
ная перегонка смеси мазута и гудрона с получением широкой мас-
ляной фракции и утяжеленного остатка, используемого для про-
изводства битума. Применение двух ступеней вакуумной перегон-
10* 147
в
Рис. Ш-1. Принципиальные схемы установок первичной перегонки нефти по топ-
ливному варианту неглубокой переработки АТ (а), топливному варианту глубокой
переработки АВТ (б) и топливно-масляному варианту АВТ (в):
/ — атмосферная колонна; 2 — отпарная секция; 3 —вакуумная колонна;
7 — нефть; Л — легкий бензин; /// — углеводородный газ; /V — тяжелый бензин; V—водя-
ной пар; V/ — керосин; VII — легкое дизельное топливо; VIII — тяжелое дизельное топливо;
IX — мазут; X — некой денсируемые газы и водяной пар в вакуум создающую систему; XI —
широкая масляная фракция; XII — гудрон; XIII — легкий масляный дистиллят; XIV—сред-
ний масляный дистиллят; XV — тяжелый масляный дистиллят.
ки с одновременным или раздельным получением широкой и уз-
ких масляных фракций придает установкам АВТ значительную
технологическую гибкость.
1.2. Продукты первичной перегонки нефти
В зависимости от состава нефти, варианта ее переработки и
особых требований к топливным и масляным фракциям состав
продуктов установок первичной перегонки нефти может быть раз-
личным. Так, при переработке типовых восточных нефтей, получа-
ют следующие фракции (с условными пределами выкипания по
преимущественному содержанию целевых компонентов): бензино-
вые н. к. —140°C (180°C); керосиновые 140 (180) —240°С; ди-
зельные 240 - 350 °C; вакуумный дистиллят (вакуумный газойль)
350—490 °C (500 °C) или узкие вакуумные масляные погоны 350—
400 °C; 400—450 и 450—500 °C; тяжелый остаток — гудрон>490°С
(500 °C).
148
В зависимости от варианта переработки нефти с получением
максимального выхода какого-либо одного вида топлива пределы
температур выкипания получаемых фракций могут также суще-
ственно меняться. Например, температуры выкипания фракций по
стандартной разгонке (в °C) при максимальном выходе какой-
либо одной фракции равны [2]:
Продукты переработки Максимальный Выход керосина Максимальный выход легкого дизельного топлива Максимальный выход тяжелого дизельного топлива
Бензин* . . . к. к. (120—135) к. к. (120—125) к. к. (120—135)
Керосин . . . Легкое дизель- к. к. 210 к. к. 160 к. к. 169
ное топливо . Тяжелое ди- 195—320 150-320 150—290
зельноое топли- во . . . > , 300—360 300—360 280—360
• Начало кипения стабильного бензина соответствует температуре кипе-
ния смеси пентанов (~30°С).
Выход топливных и масляных фракций зависит в первую оче-
редь от состава нефти, т. е. от потенциального содержания целе-
вых фракций в нефтях. В качестве примера в табл. III. 1 приве-
дены данные по выходу топливных и масляных фракций из ро-
машкинской и самотлорской нефтей, различающихся потенциаль-
ным содержанием топливных фракций — содержание фракций до
350 °C в этих нефтях составляет 46 и 54% (масс.) соответственно.
Рассмотрим направления использования продуктов первичной
перегонки нефти и мазута. Ниже в качестве примера даны лишь
некоторые цифры фракционного состава различных продуктов.
Рис. III-2. Комбинированная схема установки АВТ:
/ — электродегндратор; 2 — колонна стабилизации; 3 — атмосферная колонна; 4 — отпарная
секция; 5 — вакуумная колонна I ступени; 6 — вакуумная колонна II ступени;
I — нефть; // — легкий стабильный бензин; III — сжиженный газ; /V — углеводородный газ;
V — тяжелый бензин; VI — водяной пар; VII — керосин; VIII — легкое дизельное топливо;
IX — тяжелое дизельное топливо; X — легкий вакуумный газойль; XI — неконденсируемые
газы и водяной пар в вакуум создающую систему; XII — легкий масляный дистиллят; XIII —
средний масляный дистиллят; XIV— тяжелый масляный дистиллят; XV—гудрон (на деас-
фальтизацию); XVI — широкая масляная фракция; XVII — утяжеленный гудрон (асфальт).
149
Таблица III.1. Пределы выкипания и выход продуктов перегонки нефти
на установках АВТ
Продукты (фракции) Пределы выкипания, °C Выход фракции, % (масс.)
на ромашкин- скую нефть на Самотлор- скую нефть
Газ .— 1,0 1,1
Бензиновые фракции н. к.—62 2,0 4,1
62—85 2,7 2,4
85—120 4,3 4,5
120-140 3,2 3,0
140—180 6,4 6,0
Керосин 180—240 9,8 9,5
Дизельное топливо 240—350 17,0 19,0
Широкая масляиая фракция 350—460 17,8 21,0
Гудрон >460 35,0 28,4
Потери — 0,8 1,0
Углеводородный газ — состоит в основном из пропана и бута-
на. Пропан-бутановая фракция используется как сырье газо-
фракционирующей установки для выделения из нее индивидуаль-
ных углеводородов, получения бытового топлива или компонента
автобензина. В зависимости от технологического режима первич-
ной перегонки нефти пропан-бутановая фракция может получать-
ся в сжиженном или в газообразном состоянии.
Бензиновая фракция н. к.— 180 °C используется как сырье ус-
тановки вторичной перегонки бензинов (вторичной ректифика-
ции) .
Керосиновая фракция 120—240 °C после очистки или облагора-
живания используется как реактивное топливо; фракция 150—
300 °C — как осветительный керосин или компонент дизельного
топлива.
Фракция дизельного топлива 180—350 °C после очистки ис-
пользуется в качестве дизельного топлива; возможно получение
компонентов легкого (зимнего) и тяжелого (летнего) дизельного
топлива соответствующего фракционного состава, например, 180—
240 и 240—350 °C. Фракция 200—220 °C парафинистых нефтей ис-
пользуется как сырье для производства белково-витаминных кон-
центратов.
Керосино-газойлевая фракция 120—370 °C используется в ка-
честве сырья установок каталитического крекинга и гидрокре-
кинга.
Атмосферный газойль, фракция 330—360 °C — затемненный
продукт, получается на установке АВТ, работающей по топливно-
му варианту; используется в смеси с вакуумным газойлем в ка-
честве сырья установки каталитического крекинга.
Мазут — остаток первичной перегонки нефти; облегченный ма-
зут (>330 °C) используется в качестве котельного топлива, а утя-
желенный мазут (>360°C)—как сырье для последующей пере-
работки на масляные фракции до гудрона. В настоящее время ма-
150
зут используется также как сырье установок гидрокрекинга
(ранее использовался в качестве сырья установок термического
крекинга).
Широкая масляная фракция (вакуумный газойль) 350—500 и
350—550 °C используется как сырье установки каталитического
крекинга и гидрокрекинга.
Узкие масляные фракции 350—400, 400—450 и 450—500 °C пос-
ле соответствующей очистки от сернистых соединений, ароматиче-
ских и парафиновых углеводородов используются для производст-
ва смазочных масел.
Гудрон — остаток вакуумной перегонки мазута — подвергается
дальнейшей переработке с целью получения остаточных масляных
фракций, кокса или битума.
1.3. Особенности технологии первичной
перегонки нефти
Технология первичной перегонки нефти имеет целый ряд прин-
ципиальных особенностей, обусловленных природой сырья и тре-
бованиями к получаемым продуктам. Нефть как сырье для пере-
гонки обладает следующими характерными свойствами: имеет не-
прерывный характер выкипания, невысокую термическую стабиль-
ность тяжелых фракций и содержит в остатке значительное
количество сложных гетерогенных органических малолетучих соеди-
нений и практически нелетучих смолисто-асфальтеновых и металл-
органических соединений, резко ухудшающих эксплуатационные
характеристики нефтепродуктов и затрудняющих последующую
их очистку.
Поскольку температура термической стабильности тяжелых
фракций соответствует примерно температурной границе деления
нефти между дизельным топливом и мазутом по кривой ИТК,
первичную перегонку нефти до мазута проводят обычно при ат-
мосферном давлении, а перегонку мазута — в вакууме. Выбор
температурной границы деления нефти при атмосферном давле-
нии между дизельным топливом и мазутом определяется не только
термической стабильностью тяжелых фракций нефти, но и техни-
ко-экономическими показателями процесса разделения в целом.
В некоторых случаях температурная граница деления нефти опре-
деляется требованиями к качеству остатка. Так, при перегонке
нефти с получением котельного топлива температурная граница
деления проходит около 300 °C, т. е. примерно половина фракции
дизельного топлива отбирается с мазутом для получения котель-
ного топлива низкой вязкости. Таким образом, вопрос обоснования
и выбора температурной границы деления нефти подробно рас-
сматривают при анализе различных вариантов технологических
схем перегонки нефти и мазута.
Обычно перегонку нефти и мазута ведут соответственно при
атмосферном давлении и в вакууме при максимальной температу-
151
a
Рис. III-3. Принципиальные схемы атмосферной колонны для перегонки нефти (а)
и вакуумной колонны для перегонки мазута (б):
/ — секция питания; 2 — сепарационная секция, 3 — сложная колонна, 4 — боковые отпар-
ные секции- 5 — ннжняя отпарная секция;
I— нефть, II—дистиллятные фракции; III— водяной пар, IV— затемненный продукт; V —
мазут; VI — вода; VII — гудрон.
ре нагрева сырья с отпариванием легких фракций тяжелых остат-
ков водяным паром. Сложный состав остатков перегонки требует
также организации четкого отделения от них дистиллятных фрак-
ций, в том числе и высокоэффективной сепарации фаз при одно-
кратном испарении сырья.
С точки зрения отмеченных выше свойств нефти как сырья для
перегонки технология первичной перегонки нефти характеризует-
ся такими особенностями: применением как минимум двух ступе-
ней перегонки — при атмосферном давлении и в вакууме; приме-
нением водяного пара для отпаривания легких фракций из тяже-
лых остатков; организацией четкого деления нефти и мазута на
дистиллятные фракции и остаток с высокоэффективной сепарацией
фаз при однократном их. испарении. .
В то же время сравнительно низкие требования к четкости раз-
деления дистиллятных фракций обусловливают возможность и це-
лесообразность использования сложных ректификационных систем,
характеризующихся сравнительно невысокой разделительной спо-
собностью, но и высокой термодинамической эффективностью, не-
обходимой для таких энергоемких процессов разделения как пер-
вичная перегонка нефти и мазута.
Указанные особенности перегонки нефти и мазута привели к
следующему аппаратурно-технологическому оформлению процес-
сов (рис. III-3). Нефть, нагретая в печи, поступает в секцию пи-
тания 1 сложной колонны 3, где происходит однократное ее испа-
рение с отделением в сепарационной секции 2 паров дистиллятной
фракции от мазута. Пары дистиллятной фракции делятся ректи-
152
фикацией на целевые фракции в сложной колонне 3, а из мазута
за счет отпаривания водяным паром в нижней отпарной секции 5
выделяются легкокипящие фракции. Отпаривание легкокипящих
фракций боковых погонов производят в боковых отпарных сек-
циях (колоннах) 4 водяным паром или «глухим» подогревом. Оро-
шение в сложной колонне 3 создается конденсацией паров в
верху колонны и в промежуточных ее сечениях. Аналогичным об-
разом организуется и процесс разделения мазута в вакуумной
колонне.
Эффективная сепарация фаз в секции питания сложной колон-
ны достигается установкой специальных сепараторов жидкости и
промывкой потока паров стекающей жидкостью. Для этого режим
работы колонны подбирают таким образом, чтобы с нижней тарел-
ки сепарационной секции сложной колонны в нижнюю отпарную
секцию стекал избыток орошения Fn, называемый избытком одно-
кратного испарения. Если принять расход избытка однократного
испарения равным Fn= (0,02—0,05)jF, тогда доля отгона сырья
должна быть примерно равна отбору дистиллятной фракции, по-
скольку ejF=yj£>j+ (Fn—Fm) и Fm^Fn. При правильной организа-
ции промывки и сепарации фаз после однократного испарения тя-
желая дистиллятная фракция практически не содержит смолисто-
асфальтеновых, сернистых и металлорганических соединений.
2. АТМОСФЕРНАЯ ПЕРЕГОНКА НЕФТИ
2.1. Перегонка нефти на топливные фракции и мазут
Перегонка нефти до мазута осуществляется по схемам одно-
или многократного испарения (одно- или двухколонные схемы).
Наибольшее распространение в отечественной нефтепереработке в
настоящее время получили схемы двукратного и значительно мень-
шее однократного испарения. За рубежом, начиная с 70-х годов
в основном используют схемы однократного испарения. В то же
время в качестве перспективных схем перегонки нефти предлага-
ются усовершенствованные схемы одно-, двух- и трехкратного ис-
парения.
Рассмотрим и сравним между собой различные варианты схем
перегонки нефти, используемые в настоящее время в промышлен-
ности и наиболее перспективные из числа предлагаемых к приме-
нению. Отметим, что для объективного анализа и сравнения схем
перегонки нефти необходимо проводить комплексную их оценку по
эксплуатационным, капитальным затратам и технологической гиб-
кости— возможности надежной работы установки при изменениях
расхода и состава нефти для получения различного ассортимен-
та нефтепродуктов.
Схемой однократного испарения предусматривается разделение
нефти на заданные фракции и мазут в одной сложной колонне с
боковыми отпарными секциями (рис. Ш-4,а). Температура нагре-
153
Рис. Ш-4. Перегонка нефти по схеме однократного испарения в сложной колонне
с отпарными (а) и укрепляющими (6) секциями:
1 — сложная колонна; 2 — отпарная секция; 3 — укрепляющая секция;
I — нефть; II — газ; III — легкий бензин; IV — тяжелый бензин; V — керосин; VI — легкое
дизельное топливо; VII — водяной пар; VIII — тяжелое дизельное топливо; IX — мазут.
в а нефти на выходе из печи составляет 300—330 °C, перегонка ве-
дется при атмосферном давлении. Схема однократного испарения
нефти энергетически наиболее выгодна; сравнение ее с другими
схемами показывает, что она обеспечивает самые низкие энерге-
тические показатели, меньшую металлоемкость аппаратуры и тре-
бует минимальной температуры нагрева нефти для обеспечения
заданной доли отгона.
Однако перегонка нефти в одну ступень характеризуется мень-
шей технологической гибкостью установки, требует большей на-
дежности в работе аппаратуры и лучшей подготовки нефти. При
одноколонной схеме перегонки отмечаются более высокие потери
фракций до 350°C с мазутом — 3,1 против 2,5% (масс.) на нефть
по сравнению с двухколонной схемой [3]. Эти потери могут быть
снижены применением одноколонной схемы с предварительным
испарителем.
Другой вариант перегонки нефти по схеме однократного испа-
рения в сложной колонне с боковыми укрепляющими секциями
предлагается в патенте [4] (рис. Ш-4, б). Поскольку такой ва-
риант перегонки еще не описан в литературе, остановимся на нем
несколько подробнее. Нефть, нагретую до 150—230 °C, вводят в
ректификационную колонну выше места отбора керосиновой фрак-
ции. Выше ввода нефти отбирают газ, фракции легкого и тяжело-
го бензинов. В низ колонны подают водяной пар. Из разных зон
154
колонны ниже ввода нефти выводят керосиновую фракцию, лег-
кую и тяжелую фракции дизельного топлива при температурах со-
ответственно 160, 280 и 345°С. Последние три фракции отбирают
в парообразном состоянии и подают в укрепляющие секции, где
от них отделяют более высококипящие компоненты, которые воз-
вращают в ректификационные колонны. Из ряда зон ректифика-
ционной колонны при 115, 200 и 350 °C выводят жидкие потоки,
которые дополнительно нагревают на 60—80 °C и возвращают в
колонну. Тепло отбираемых фракций как обычно используется для
предварительного подогрева нефти. С низа колонны выводят ма-
зут при 410 °C. Применение указанной технологической схемы тре-
бует меньших затрат энергии и металла по сравнению с традици-
онной схемой.
Сравнительные данные схем однократного испарения в слож-
ной колонне при перегонке 18,8 тыс. т нефти в сут приведены ни-
же [4]:
В колонне с боковыми отпарными секциями В колонне с боковыми укрепляющими секциями
Максимальный диаметр колон-
ны, м Число теоретических тарелок 7,16 6,26
25 26
Диаметры отпарных или укреп- ляющих секций, м 1,68 3,2
Число теоретических тарелок в каждой секции 6 10
Расход тепла, МВт Расход пара, т/ч 102 72
15,4 12,2
В то же время нельзя не отметить, что тяжелый остаток нефти
по такой схеме нагревается до очень высокой температуры (до
430°C) и, очевидно, для предотвращения термического разложе-
ния масляных фракций необходимо обеспечить минимальное вре-
мя пребывания его в трубах печи.
Промежуточное положение между схемами однократного и дву-
кратного испарения занимает схема с предварительным испарите-
лем (рис. Ш-5,а), получившая широкое распространение на оте-
чественных заводах. По этой схеме часть легких бензиновых фрак-
ций после нагрева нефти в теплообменниках отделяется от нефти
в предварительном испарителе, и, минуя печь, подается на раз-
деление в основную ректификационную колонну вместе с частично
отбензиненной нефтью [2], либо подается вместе с водяным па-
ром под нижнюю тарелку колонны [5].
Предлагается также схема перегонки нефти с предваритель-
ным двукратным ее испарением (рис. Ш-5, б) [6]. В первой сту-
пени испарения нефть при давлении 0,49 МПа нагревается в теп-
лообменниках до 129 °C и поступает в сепаратор I ступени с та-
релками вверху. На тарелки подается вода для отделения водо-
растворимых соединений. Затем пары из сепаратора вводятся в
основную ректификационную колонну под нижнюю тарелку, а
155
Рис. 111-5. Перегонка нефти по схеме с предварительным однократным (а) и дву-
кратным (б) испарением:
/ — сепаратор (предварительный испаритель); 2 — сложная колонна; 3 — отпарная секция;
4 — сепаратор I ступени; 5 — сепаратор И ступени; 6 — электродегидратор;
/ — нефть; II— газ; /// — бензин; IV — водяной пар; V— керосин; VI — легкое дизельное
топливо; VII — тяжелое дизельное топливо; VIII — мазут; IX — вода.
жидкость поступает в электродегидратор. Обессоленная и обезво-
женная нефть после электродегидратора при давлении 0,39 МПа
нагревается в теплообменниках до 269 °C и поступает в сепара-
тор II ступени, откуда жидкая фаза подается в печь и далее в
колонну. Часть паровой фазы из сепаратора поступает в испари-
тельную секцию змеевика печи, а другая часть, минуя печь, вмес-
те с легкими бензиновыми фракциями подается в низ основной
ректификационной колонны. Материальный баланс двукратного
предварительного испарения нефти приведен в табл. III.2, из ко-
торой видно, что в низ основной ректификационной колонны вмес-
те с легкими бензиновыми фракциями поступает значительное ко-
личество водяного пара, выполняющего роль отгонных паров.
Таблица III.2. Материальный баланс двукратного предварительного
испарения нефти по схеме, приведенной на рис. П-5, б (в кмоль/ч)
Компоненты Сепаратор I ступени Сепаратор II ступени
сырье | вода | пар жидкость сырье пар ЖИДКОСТЬ
Н2О 4385,55 336,11 4049,44 114,30 109,38 4,92
H2S 3,32 — 2,15 1,17 1,17 1,14 0,03
Ct 5,32 —- 4,66 0,66 0,66 0,65 0,01
с2 43,77 — 30,16 13,6! 13,61 13,27 0,34
с3 145,75 — 69,82 76,93 75,93 72,06 3,87
изо-Ct 49,48 16,69 32,79 32,79 30,08 2,71
н-Ct 198,03 — 60,45 137,58 137,58 124,90 12,68
изо-С 5 92,24 — 18,41 73,83 73,83 63,64 10,19
н-С6 187,62 — 33,76 153,86 153,86 131,37 22,49
Цпклопентаи 10,93 —- 1,59 9,34 9,34 7,83 1,51
с6 5314,69 — 98,42 5216,27 5216,27 1764,01 3452,26
2 6051,15 4385,55 672.22 9764,43 5829,34 2318,33 ; 3511,01
156
Рис. III-6. Перегонка нефти по схеме двукратного испарения с частичным отбен-
зиниванием нефти в I ступени (а) и с выделением бензиновой и керосиновой фрак-
ции в I ступени (б):
1 — колонна под давлением; 2 — атмосферная колонна; 3 — отпарная секция;
I— нефть; II— легкий бензин; III — тяжелый бензин; IV — водяной пар; V — керосин; VI —
легкое топливо; VII — тяжелое дизельное топливо; VIII — мазут.
Применение схем с предварительным испарением нефти позво-
ляет при перегонке легких нефтей снизить давление нагнетания на
сырьевом насосе и тепловую нагрузку печи. Однако при плохой
подготовке сернистых нефтей на ЭЛОУ возможна сильная корро-
зия ректификационной колонны, поэтому схемы с предваритель-
ным испарением применяют в основном для перегонки легких ма-
лосернистых нефтей.
Схемой двукратного испарения (рис. Ш-6, а) предусматривает-
ся выделение газа и легких бензиновых фракций (до 140—160 °C)
в ректификационной колонне (/>=180—220°C, Р = 0,2—0,8 МПа)
с последующим разделением частично отбензиненной нефти на
топливные фракции и мазут в ректификационной колонне с боко-
выми отпарными секциями 2 —380°C, Р = 0,11—0,2 МПа).
Основным достоинством схем двукратного испарения является
их высокая технологическая гибкость. Наличие первой ступени,
в которой выделяется растворенный в нефти газ и часть бензино-
вых фракций, позволяет компенсировать возможные колебания в
составе нефти и обеспечивает более стабильную работу атмосфер-
ной колонны. Применение «отбензинивающей» колонны позволяет
также снизить давление на сырьевом насосе и разгрузить печь от
легких фракций.
Двухколонную схему перегонки нефти используют при разде-
лении нефтей с большим содержанием легких бензиновых фрак-
ций и растворенных в нефти газов, для переработки сильнообвод-
ненных и сернистых нефтей. Недостатками схемы двукратного
испарения является более высокая температура нагрева отбензи-
ненной нефти, необходимость поддержания температуры низа пер-
вой колонны горячей струей, на что расходуется большое количе-
157
Рис. Ш-7. Комбинирование процесса первичной перегонки нефти с гидроочисткой
бензиновых фракций (а) и топливных фракций (б):
1 — испаритель высокого давления; 2 — атмосферная колонна; 3 — реактор гидроочистки;
4 — скруббер; 5 — сепаратор высокого давления; S — сепаратор низкого давления; 7 — ста-
билизатор; 8 — колонна вторичной перегонки;
I — нефть; // — водород; III — водород содержащий газ; IV — сжиженный газ; V — стабиль-
ный бензин, VI — сухой газ; VII — керосин; VIII — дизельное топливо; IX— мазут; X — не-
стабильный беизнн.
ство энергии, большее число единиц оборудования, насосов и пр.
При невысоких требованиях к четкости разделения между ди-
зельным топливом и мазутом экономически выгодно в атмосфер-
ной колонне максимально отбирать светлые продукты. Практика
же перегонки нефти и сравнительные расчеты показывают, что
высокий отбор светлых и четкое деление между тяжелыми фрак-
циями дизельного топлива и мазутом по температурной границе
350—360 °C возможны только при выделении тяжелых топливных
фракций в условиях умеренного вакуума. В связи с этим в рас-
смотренных далее схемах двух- [7] и трехкратного испарения неф-
ти [8] и в схеме установки АВТ, рекомендуемой в работе [9], тем-
пературная граница деления нефти при атмосферном давлении
заметно сдвинута в сторону легких дизельных фракций.
По схеме двукратного испарения нефти (рис. Ш-6,б), описан-
ной в патенте [7], перегонка нефти осуществляется в первой ко-
лонне при давлении 0,15—0,7 МПа с получением легких газов и
фракций легкого бензина, тяжелого бензина и керосина и во вто-
158
Рис. III-8. Схема перегонки нефти с
фракционирующим испарителем:
1 — атмосферная колонна; 2— вакуумная
колонна; 3 — отпарные секции;
1 — нефть; II — бензин; III — водяной пар;
IV — керосин; V — легкий компонент фр.
200—320 “С; VI — тяжелый компонент фр.
200—320 °C; V — вакуумный газойль; VI —
конденсат; VII — тяжелый компонент фр.
200—320 °C; VIII — фр. 320—360 °C; IX —
мазут.
рой колонне (при атмосферном давлении или в условиях умерен-
ного вакуума при Р = 0,014—0,14 МПа) с получением фракций лег-
кого и тяжелого дизельных топлив. Остаток в виде утяжеленного
мазута поступает на дальнейшую перегонку под вакуумом (Р=
= 20—140 гПа). В низ первой колонны подводится тепло через
печь и подается водяной пар. По такой схеме энергетические за-
траты на разделение по сравнению с традиционной схемой дву-
кратного испарения (см. рис. Ш-6, а) значительно меньше.
Отметим еще некоторые варианты схем двукратного испарения
нефти. С целью комбинирования процессов первичной перегонки
нефти и гидроочистки топливных фракций перегонку нефти пред-
лагается осуществлять при давлении 2—7 МПа с предваритель-
ным подогревом нефти до 360—380 °C в присутствии водорода
(20—500 м3 на 1 т сырья) с последующим обессериванием и рек-
тификацией топливных фракций [10]. На рис. Ш-7 показаны ва-
рианты технологических схем первичной перегонки нефти с гидро-
обессериванием бензиновых фракций или всей суммы светлых
фракций (бензина, керосина и дизельного топлива).
Из испарителя высокого давления снизу уходит бензиновая
фракция (рис. Ш-7, а) или сумма светлых нефтепродуктов (рис.
Ш-7,б); в последнем случае для четкого отделения светлых фрак-
ций от мазута предусматривается еще колонна вторичной перегон-
ки. Очевидно, схема а предназначена для перегонки малосерни-
стых нефтей, а схема б — для перегонки средне- и высокосерни-
стых нефтей. Комбинирование процессов первичной перегонки неф-
ти и гидроочистки топливных фракций в одной технологической
установке позволяет снизить эксплуатационные затраты на вели-
чину, необходимую для повторного нагрева топливных фракций
в процессе их гидроочистки.
Перегонка нефти с фракционирующим испарителем, оборудо-
ванным отпарными секциями (рис. Ш-8), рекомендуется также
для получения фракции 200—320 °C, используемой как сырье для
производства белково-витаминных концентратов, при перегонке
парафинистых нефтей [11] .
159
Рис. 111-9. Перегонка нефти по схеме трехкратного испарения:
/‘—предварительный испаритель; 2 — отбензинивающая колонна; 3 — атмосферная колонна;
4— вакуумная колонна; 5 — отпарные секции;
I — нефть; II —глегкий бензин; III — водяной пар; /V—тяжелый бензин; V — керосин; VI—
VII — легкий и тяжелый компоненты фр. 200—320 °C; VIII — фр. 320—360 °C; IX — мазут;
X — неконденсируемый газ н водяной пар в вакуум создающую систему.
Схема трехкратного испарения нефти до мазута предлагается
для перспективных высокопроизводительных установок АВТ мощ-
ностью 12 млн. т нефти в год [8] (рис. Ш-9). В схеме предусмот-
рены ступень предварительного отделения газа и бензиновых
фракций в предварительном испарителе /ив отбензинивающей
колонне 2, ступень атмосферной перегонки нефти в колонне 3 и
ступень вакуумной перегонки в колонне 4 при 400—530 гПа для
получения фракции тяжелого дизельного топлива и утяжеленного
мазута. Разделение в последней ступени производится за счет теп-
ла потоков атмосферной колонны, т. е. без дополнительного подо-
грева сырья.
Схема трехкратного испарения по сравнению с описанными ра-
нее схемами обеспечивает большую глубину отбора светлых
нефтепродуктов и повышенную четкость ректификации при мень-
ших приведенных затратах. Так, при перегонке самотлорской неф-
ти можно отбирать 61,2% (масс.) светлых, в том числе 4,7%
(масс.) за счет вакуумного испарителя с чистотой фракций по но-
минальным температурам кипения от 85 до 94%. Для установки
производительностью 12 млн. т нефти в год экономический эффект
составит 3,5 млн. руб. в год. Кроме того, применение многоступен-
чатых схем перегонки нефти, по мнению авторов [8], обеспечит
необходимую технологическую гибкость установки по ассортимен-
ту продуктов и качеству сырья, что не менее важно для такой
высокопроизводительной установки АВТ.
В схемах перегонки нефти иногда используют рециркуляцию
потоков, например, возврат легкой или тяжелой бензиновой фрак-
ций из атмосферной колонны в отбензинивающую [12], возврат
160
Рис. Ш-10. Схема совместной переработки нефтей
различного основания:
1 — асфальтеновая нефть; II — парафинистая нефть; III —
топливные фракции; IV — мазут; V — водяной пар.
фракций дизельного топлива из вакуумной
колонны в атмосферную [13]. Примене-
ние рециклов в перегонке нефти не дает за-
метного энергетического выигрыша, в неко-
торых случаях даже требуются бблыпие
энергетические затраты [14]. В то же вре-
мя возврат фракций дизельного топлива из
вакуумной колонны в атмосферную через
печь позволяет увеличить долю отгона неф-
ти в атмосферной колонне. Использование
указанного рецикла в качестве орошения
в атмосферной колонне экономически менее оправдано. Однако
при отсутствии достаточной мощности конденсационного оборудо-
вания в атмосферной колонне рецикл дизельного топлива позво-
ляет существенно улучшить работу всей установки АВТ. Благода-
ря такой реконструкции, например, удалось повысить температу-
ру нагрева нефти в атмосферной колонне с 355 до 375 °C, что
обеспечило более полное извлечение фракций дизельного топлива
из мазута, улучшило качество дизельного топлива и масляных по-
гонов [15].
В технологии переработки нефти важным является вопрос о
раздельной перегонке различных нефтей. Например, целесообраз-
но раздельно перерабатывать нефти, бедные и богатые по содер-
жанию высококачественными масляными фракциями. К послед-
ним относятся такие уникальные нефти, как нефти Западной Си-
бири (усть-балыкская), нефти Средней Азии и Мангышлака. Раз-
дельно перерабатывать следует также нефти высокопарафинового
и асфальтеного оснований, нефти с различающимся содержанием
сернистых и металлорганических соединений,
тяжелые и легкие нефти и т. д.
Смешение остатков нефтей парафинового
основания с высококонцентрированным смо-
листо-асфальтеновым остатком ухудшит каче-
ство последнего как сырья для производства
битума. Аналогичным образом нежелательно
смешение высоко- и малосернистых остатков.
В схеме перегонки нефтей с различным осно-
ванием должны предусматриваться раздель-
Рис. Ш-11. Колонна для раздельной переработки двух
сырьевых потоков.
11—1502
161
ное выделение остатков и совместная переработка дистиллятов
[16] (рис. Ш-10).
Раздельная переработка двух сырьевых потоков с получением
одинаковых дистиллятных фракций и различных остатков может
быть выполнена в одном аппарате, имеющем в нижней части две
самостоятельно работающие зоны А и В [17] (рис. Ш-11).
2.2. Частичное отбензинивание нефти
Извлечение пропан-бутановых фракций и частичное отбензини-
вание нефти в схеме двукратного ее испарения производится в
первой колонне (К-1) с последующей раздельной стабилизацией
и переработкой бензинов из первой и второй колонн (К-1 и К-2).
Однако большинство колонн К-1 на отечественных заводах обеспе-
чивают не более 50—60% отбора целевых фракций со значитель-
ным налеганием температур конца и начала кипения между бен-
зинами колонн К-1 и К-2, доходящим до 90—120 °C; в некоторых
случаях начало и конец кипения их почти не различаются. В связи
с этим в бензине из К-2 содержится много пропан-бутановых фрак-
ций, поэтому он подается на стабилизацию.
Плохая работа колонн К-1 объясняется многими причинами и
в первую очередь — неудачным выбором технологической схемы,
диаметра колонны, числа тарелок, типа и конструкции тарелок.
Не менее важной причиной является выбор неоптимальных пара-
метров процесса разделения (отборов целевой фракции, давления,
флегмового числа, расхода горячей струи).
Опыт проектирования и работы колонн К-1 в этом отношении
является характерным для многих колонн в части недооценки важ-
ности выполнения полного комплекса технологических, гидравли-
ческих и оптимизационных расчетов процессов и аппаратов. В свя-
зи с этим рассмотрим более подробно основные недостатки в ра-
боте колонн К-1 и меры по их устранению.
Неудачный выбор диаметра колонны, типа и конструкции кон-
тактного устройства во многих случаях явился следствием ошибок
при проектировании аппарата. Так, в результате обследования бы-
ло установлено, что фактические нагрузки по парам во многих
колоннах составляли от 20 до 50% максимально-допустимых [18],
а изменение нагрузок по высоте колонны просто не учитывалось.
В то же время нагрузки по высоте колонны неравномерны: ввер-
ху нагрузки по жидкости составляют 20—40 м3/(м-ч), а внизу до-
ходят до 250 м3/(м-ч); нагрузки по парам вверху больше, чем
внизу в несколько раз.
В некоторых проектах в низу колонны предусматривалась уста-
новка малоэффективных каскадных промывных тарелок. Подогрев
нефти, выходящей из колонны К-1 в печи проводился одним пото-
ком. В связи с этим приходилось дросселировать поток нефти,
поступающий в колонну К-2, и из-за разницы давлений в колон-
162
нах К-1 и К-2 перегревать нефть в печи до необходимой темпера-
туры нагрева и заданной доли отгона на выходе из печи.
Отборы бензина в К-1 обычно соответствуют узкой фракции
н.к. — 85°C, в некоторых случаях отбирают и более широкие бен-
зиновые фракции с концом кипения до 120—140 °C. Хотя известно,
что чем меньше отбор дистиллята на сырье, тем большие флегмо-
вые и паровые числа требуются для обеспечения заданного разде-
ления.
Технологический режим колонн К-1 при высокой степени изв-
лечения пропан-бутановой фракции (98%) приведен ниже [18]:
н. к,— 164 °C н. к,— 92 °C
Выход дистиллята, % (масс.) . . . 12,0 4,9
в том числе газа . . 1,35 1,4
Давление, МПа 0,43 0,43
Температура, °C
верха колонны 154 . 102
СЫрЬЯ ж . 200 200
низа колонны ....... 240 240
«горячей» струи 330 350
Флегмовое число
минимальное ....... 0,32 4,0
рабочее 0,5 7,6
Расход «горячей» струи, % (масс.)
на нефть . . 44 49
Давление процесса в К-1 наиболее часто поддерживается рав-
ным 0,4—0,5 МПа, реже 0,15—0,20 МПа. Повышенное давление
поддерживают для того, чтобы обеспечить полную конденсацию
верхнего продукта при наличии в нефти растворенных углеводо-
родных газов. Однако повышенное давление отрицательно сказы-
вается на технико-экономических показателях процесса и качест-
ве продуктов, так как заметно уменьшается доля отгона паров
сырья, расход «горячей» струи и относительные летучести компо-
нентов смеси. Весьма убедительны в этом отношении сравнитель-
ные расчеты разделения нефти с выделением фракций н.к. — 85°C
и н.к.— 160°С при 0,1 и 0,5 МПа, приведенные в табл. III.3
Таблица Ш.З. Сравнительные показатели процесса выделения
узкой и широкой бензиновой фракций в колонке К.-1 [19]
Показатели н. к,— 85 °C н. к. — 160 °C
0.1 МПа 0.5 МПа 0.1 МПа 0,5 МПа
Выход дистиллята на сырье, % (масс.) 5 5 15,6 15,6
Температура верха колонны, °C 76 135 >26 199
Коэффициент относительной летучести 1 ,35 1,24 2,78 2,08
Минимальное Флегмовое число, 19 7 28,7 1,53 2,53
Количество верхнего продукта (дистил- лят и орошение) моль на 1 моль сырья 2,65 4,13 0,56 0,93
* /?„._ = 1, где хР—мольная доля целевой фракции в сырье, пип (а—1) Хр Г
11
163
Как видно из этих данных, при выделении фракции н. к.—
160°С при 0,1 МПа расход паров в колонне в несколько раз мень-
ше, чем при выделении более узкой фракции при повышенном
давлении.
Недостатки, допущенные при проектировании колонн К-1, не
позволяют должным образом обобщить данные по оптимальным
флегмовым числам, расходу «горячей» струи и числу тарелок, так
как высокое качество разделения достигалось на разных заводах
при различных флегмовых числах, изменяющихся в пределах от
0,5 до 5, и расходе «горячей» струи от 30 до 50% от тепла исход-
ной нефти. Поэтому для обеспечения высокого отбора (порядка
96%) широкой бензиновой фракции н. к.— 160°C со сравнитель-
но небольшим налеганием температур кипения Л^к°-Нк= №—
30 °C) рекомендуется при числе тарелок в колонне 25—30 иметь
флегмовое число больше 5 [18] и расход «горячей» струи больше
80% от тепла, подводимого с сырьем [14]. Последующий опыт
эксплуатации колонн К-1, лишенных указанных выше конструк-
тивных недостатков, позволит, очевидно, скорректировать рекомен-
дуемые флегмовые числа и расходы «горячей» струи.
Для повышения отбора целевых фракций прн одновременном
значительном снижении расхода «горячей» струи использовалась
перегонка с водяным паром, который в количестве 0,15—0,3%
(масс.) на нефть подавался в низ колонны [20]. Расчет отбензи-
нивания нефти в колонне с «горячей» струей без подачи и с пода-
чей водяного пара (0,25% масс, на нефть) показал, что для по-
лучения одинакового отбора легкого бензина в количестве
18 кмоль на 100 кмоль сырья расход «горячей» струи соответствен-
но уменьшится с 3,34 до 1,25 МДж, т. е. почти в 3 раза [21].
Таким образом, для высокой степени извлечения пропан-бута-
новой фракции в колонне К-1 целесообразно отбирать широкую
фракцию например, н.к.— 160°С при 0,15—0,20 МПа. Наряду с
«горячей» струей в низ колонны целесообразно подавать водяной
пар (0,5—1,0% масс, на нефть). Несконденсированные легкие уг-
леводороды следует подвергать компримированию или абсорбции
бензинами колонн К-1 и К-2 в специальном конденсаторе-холо-
дильнике при 0,30—0,35 МПа и 48—70 °C с последующим выделе-
нием их в стабилизаторе [22]. Число тарелок в колонне К-1 при-
нимают обычно не более 35—40.
Дальнейшее повышение эффективности процесса разделения
может быть достигнуто применением колонны с двумя или тремя
вводами питания и подачей водяного пара вниз [21]. Так, при
трехпоточном вводе сырья 10—25% нефти нагревается до 100—-
150 °C и подается на 7—10 тарелки колонны сверху, основной по-
ток нефти (45—75%) нагревается до 200—240 °C и подается в
среднее сечение колонны и, наконец, нижний поток после нагрева
в печи до 320—350 °C подается на 5—7 тарелки колонны снизу.
Под нижнюю тарелку подается водяной пар (0,2—0,4% масс, на
исходную нефть). Сравнительные расчеты разделения нефти при
164
0,24 МПа с отбором 18 кмоль бензина на 100 кмоль сырья при
одинаковой четкости разделения показывают, что, применяя пере-
гонку с несколькими вводами питания, более чем в три раза мож-
но снизить флегмовые числа и соответствующий расход тепла на
конденсацию паров и отказаться от «горячей» струи.
Опыт применения колонны К-1 с двумя потоками питания опи-
сан в работе [23]. При разделении нефти в колонне с двумя пото-
ками при 210 и 340 С и 0,38 МПа сократился расход топлива за
счет исключения «горячей» струи, увеличилась производительность
колонны и уменьшилось в три раза содержание пропан-бутано-
вой фракции в отбензиненной нефти.
Отметим еще схему с рециркуляцией легкого бензина с верха
колонны К-2 в среднее сечение колонны К-1 [12]. При использо-
вании такой схемы можно надежно регулировать качество дистил-
лята, выходящего из колонны К-1.
2.3. Выбор схемы орошения атмосферной колонны
Атмосферная колонна обычно имеет вверху острое орошение
и затем по высоте несколько промежуточных орошений — циркуля-
ционных или острых с переохлажденной флегмой. Различные типы
орошений условно показаны на рис. Ш-12. Из промежуточных оро-
шений чаще применяют циркуляционные орошения, располагаемые
обычно под отбором бокового погона (тип в) или использующие
отбор бокового погона для
создания циркуляционного
орошения с подачей послед-
него в колонну выше точки
возврата паров из отпарной
секции (тип б). Промежу-
точное острое орошение
(типа) предусматривает от-
бор всей жидкости с боко-
вым погоном, охлаждение
части жидкости и возврат
Рис. Ш-12. Варианты орошений в
атмосферной колонне для перегон-
ки нефти:
а — верхнее острое (холодное); б—в —
промежуточное циркуляционное под
«глухой» тарелкой; г — промежуточное
острое с переохлажденной флегмой;
д — промежуточное острое с пере-
охлажденной и отпаренной флегмой;
1 — электродегидратор; 2 — атмосфер-
ная колонна; 3 — отпарная секция;
Z — нефть; II — углеводородный газ;
III — водяной конденсат; IV — легкий
бензин; V — водяной пар; VI — тяже-
лый бензин; VII - керосин; VIII — лег-
кое дизельное топливо; IX — тяжелое
дизельное топливо; X — мазут.
165
Рис. HI-13. Распределение потоков
пара и жидкости по высоте атмосфер-
ной колонны при различных типах
орошения:
1 — тип с; 2 — тип б; 3 — тип г; 4 — пары
продуктов; пунктирные линии — жидкость;
сплошные линии — пар; типы орошений
изображены на рис. III-I2.
ее в колонну ниже точки отбо-
ра. Возможна подача проме-
жуточного острого орошения
после отделения легких фрак-
ций (тип д').
Использование только од-
ного острого орошения в вер-
ху колонны неэкономично, так
как низкопотенциальное тепло
малопригодно для регенера-
ции теплообменом. Кроме то-
го, в этом случае расход пото-
ков пара и жидкости изменя-
ется значительно по высоте колонны. При промежуточном ороше-
нии рационально используется практически все тепло колонны
для подогрева нефти, выравниваются нагрузки по высоте колон-
ны, тем самым увеличивается производительность колонны и обес-
печиваются оптимальные условия работы тарелок во всех секциях
колонны. На рис. .Ш-13 показано изменение потоков пара и жид-
кости по высоте колонны при различных способах орошения и от-
борах боковых погонов с 7, 13, 20 и 28 тарелок [2].
При выборе схемы орошения в колонне, т. е. расходов острого
и промежуточных циркуляционных орошений (ПЦО) и доли отбо-
ра тепла с каждым из них, учитывают одновременно влияние
ПЦО на четкость ректификации, степень регенерации тепла и
размеры аппаратов. Так, при увеличении четкости разделения
большее количество тепла необходимо отводить острым орошени-
ем, для увеличения же степени регенерации тепла следует разви-
вать в основном нижние циркуляционные орошения и, наконец,
для умеренного и равномерного распределения нагрузок по высо-
те колонны необходимо перераспределять тепло между всеми по-
токами орошения.
Анализ работы промышленных колонн показывает, что в ат-
мосферной колонне для перегонки нефти должно быть одно или
два ПЦО, так как третье незначительно увеличивает коэффициент
использования тепла и в то же время заметно снижает флегмовые
числа в лежащих выше секциях колонны и усложняет технологи-
ческую схему установки. Количество тепла, отводимого каждым
ПЦО, определяется требованиями к качеству получаемых дистил-
лятов и регулируется по температуре паров под тарелкой отбора
166
этих дистиллятов. В то же время анализ процесса разделения с
точки зрения перечисленных выше факторов показывает, что опти-
мальной оказывается такая схема, при которой острым орошением
в верху колонны отводится 40% тепла и двумя ПЦО — по 30%
каждым. Эта схема орошения обеспечивает и минимальный объем
колонны [24].
В некоторых колоннах применяется ПЦО под «глухой» тарел-
кой (см. рис. Ш-12, тип в). Такое орошение требует максималь-
ного отвода тепла в каждой секции колонны, что в итоге приводит
к увеличению концентраций тяжелых компонентов в дистилляте
и легких в боковых погонах, т. е. к ухудшению четкости ректифи-
кации. Кроме того, в схеме орошения с глухой тарелкой невозмож-
но частично отводить тепло по секциям, т. е. регулировать флег-
мовые числа по высоте колонны. Поэтому применение схем ПЦО
под «глухой» тарелкой нецелесообразно.
При промежуточном остром орошении переохлажденной флег-
мой равномерно распределяются нагрузки по высоте колонны (см.
рис. III-13), достигается более высокая эффективность массопе-
редачи на тарелках по сравнению с обычными схемами с ПЦО.
Но при этом увеличиваются капитальные затраты, так как на
каждый отбор дистиллятной фракции необходимо два насоса и
два теплообменника.
Промежуточное острое орошение с отпаренной флегмой еще
больше увеличивает разделительную способность колонны, однако
требует большего расхода водяного пара на отделение легких
фракций.
2.4. Увеличение глубины отбора светлых
и улучшение качества топливных дистиллятов
Увеличение глубины отбора светлых из нефти (фракций до
350—360 °C) является важнейшей задачей технологии первичной
перегонки нефти в связи с современной тенденцией углубления
переработки нефти, получения облегченного по составу дизельно-
го топлива как сырья для производства парафинов и утяжелен-
ной по составу легкой масляной фракции как основы для производ-
ства высококачественных масел. Повышение четкости погонораз-
деления является также одной из важных задач технологии пере-
работки нефти, поскольку основные показатели качества дистил-
лятных фракций существенным образом зависят от фракционного
состава дистиллятов.
Однако непрерывное наращивание мощности установок первич-
ной перегонки нефти без значительной их реконструкции привело
к заметному ухудшению качества продуктов: налегание темпера-
тур кипения между некоторыми дистиллятными фракциями достиг-
ло 100—150 °C, температура начала кипения мазута стала на 40—
50 °C ниже температуры конца кипения дизельного топлива, а со-
держание в мазуте фракций до 350°C повысилось до 10—12%
167
(или 2—3% дизельного топлива на нефть оставалось в мазуте)
[25]. При последующей переработке такого мазута содержание
фракций дизельного топлива в вакуумном газойле доходило до
30%.
В атмосферной колонне, осуществляющей основное разделение
нефти на дистиллятные фракции и мазут, по мере утяжеленйя
фракций четкость разделения ухудшается вследствие уменьшения
относительной летучести разделяемых фракций и флегмового чис-
ла. Флегмовые числа по секциям атмосферной колонны (под та-
релкой отбора продуктов) при разделении частично отбензинен-
ной нефти с содержанием 65% светлых (фракций до 360°C) в ко-
лонне с промежуточными циркуляционными орошениями под каж-
дой отборной тарелкой меняются следующим образом [26]:
Флегмовое число Выход, % (масс.)
Бензин (Б-59) .... 6,3 18,8
Реактивное топливо
(ТС-1) 1,65 18,3
Керосин осветительный 1,35 5,2
Керосино-газойлевая
фракция 0,49 26,5
Мазут 0,07* 31,2
* Нижняя тарелка концентрационной части колонны.
В верхней секции колонны флегмовое число велико; достаточ-
но большое оно и в следующей, лежащей ниже секции, однако в
секции, расположенной ниже отбора фракции дизельного топлива
или атмосферного газойля, флегмовое число явно недостаточно.
Ограниченные флегмовые числа в нижних секциях атмосферной
колонны являются следствием недостаточного количества тепла,
вносимого в колонну. Поскольку все тепло в атмосферную колонну
вносится с сырьем, для повышения четкости ректификации и уве-
личения глубины отбора светлых необходимо увеличивать долю от-
гона сырья за счет максимального его подогрева и понижения дав-
ления в колонне.
Термическая стабильность тяжелых углеводородов позволяет
нагревать нефть при атмосферной перегонке до 350—360 °C, что
обеспечивает долю отгона сырья, на 5—10% превышающую сумму
отбора светлых в колонне. Если при этом отпаривать в- низу колон-
ны от мазута до 10—45% легких фракций, то расход избытка оро-
шения на нижних тарелках концентрационной секции колонны
увеличивается до 15—20% от расхода сырья. Однако и этого ко-
личества орошения, получаемого при таком испарении нефти и
мазута, оказывается недостаточно для четкого отделения тяжелого
газойля от мазута. В связи с этим предлагаются схемы перегонки
с перегревом нефти или жидкости на нижних тарелках концентра-
ционной части колонны. Рассмотрим некоторые из таких схем.
С целью углубления отбора светлых и получения утяжеленного
остатка атмосферно-вакуумной перегонки, используемого далее
168
Рис. Ш-14. Схема перегонки нефти с рециклом и перегревом флегмы с нижней
тарелки концентрационной части атмосферной колонны:
/ — нефть; // — головной погон; III — боковые погоны; IV — водяной пар; V — остаток.
Рис. Ш-15. Схема перегонки нефти с перегревом сырья и охлаждением флегмы в
отгонной части атмосферной колонны:
I — нефть; II— головной погон; III — боковой погон; IV— остаток; V— водяной пар.
для получения битума после деасфальтизации гудрона, предлага-
ется схема, изображенная на рис. III-14 [27]. Здесь флегма выво-
дится с «глухой» тарелки, прокачивается через печь и возвраща-
ется в колонну; в колонне поддерживается постоянный уровень
жидкости на «глухой» тарелке, и флегма на этой тарелке подо-
гревается до более высокой температуры, чем исходное сырье.
При давлении в секции питания 0,105 МПа температура подогре-
ва флегмы равна 400 °C, сырья 370 °C и низа колонны 358 °C. Рас-
ходы и плотности сырья, рециркулирующей флегмы и остатка при-
ведены ниже:
Сырье Рецирку- лирующая флегма Остаток атмосферной перегонки
Расход, м3/сут . . 2100 110 4170
Плотность pj°. . 0,8620 0,9249 0,9436
Температура вспышки остатка 260°C, потребный расход водя-
ного пара в низ колонны составил 1590 кг/ч.
Дополнительный нагрев флегмы на тарелке вывода атмосфер-
ного газойля предусмотрен также в технологической схеме уста-
новки АВТ, описанной в патенте [28].
С целью предотвращения термического разложения углеводо-
родов нефти при нагреве ее в печи до 385 °C предусматривается
вывод всей жидкости после двух тарелок отгонной части атмос-
ферной колонны при 372 °C с «глухой» тарелки, подача ее в теп-
лообменник (для охлаждения исходной нефти до 290—320 °C) и
возврат охлажденной флегмы на отпаривание в низ колонны
(рис. Ш-15) [29]..
169
Рис. III-16. Перегонка нефти с
перегревом сырья н отпарива-
нием легкой флегмы с нижней
тарелки концентрационной ча-
сти колонны:
а — отпаривание водяным паром и
«глухим» подогревом; б — отпари-
вание водяным паром с конденса-
цией легких фракций;
1 — атмосферная колонна- 2 — бо-
ковая отпарная секция;
I — нефть; II — головной погон;
III— боковой погон; /V—остаток;
V — водяной пар; VI — конденсат.
Для повышения четкости разделения по температурной грани-
це с мазутом предлагается перегревать нефть до 400—426 °C и
всю флегму с нижней тарелки концентрационной части колонны
выводить в боковую отпарную секцию i[30]. В этом случае ниж-
няя часть колонны может не иметь отпарной секции (рис. III-16, а)
и при конденсации паров из боковой отпарной секции водяной
пар может быть исключен из основной колонны (рис. III-16,б).
Влияние давления на процесс перегонки нефти иллюстрируется
следующими данными 12 млн. т нефти в год [14]: ДЛЯ установки производительностью
Р=0.17 МПа Р=0,5 МПа
Температура, °C сырья низа колонны Доля отгона, % (масс.) .... Отбор светлых, % (масс.) на сырье Затраты тепла на нагрев сырья в пе- чи, МВт Количество тепла, отводимого в кон- денсаторах, МВт 360 338 62 52,4 210 162 360 331 38 35,2 193 122,5
При увеличении давления отбор дистиллятов уменьшается поч-
ти на 30%, при этом значительно ухудшается качество продуктов,
т. е. четкость ректификации. Анализ работы промышленных ко-
лонн также подтверждает этот вывод: при повышенном давлении
не удается полностью отобрать светлые дистилляты, отбор их сос-
тавляет 70—80% от потенциала; не достигается и ожидаемое уве-
личение производительности колонны [14].
В то же время переход на пониженное давление, близкое к ат-
мосферному, и на умеренный вакуум порядка 400—800 гПа дает
возможность не только повысить качество получаемых продуктов,
но и улучшить технико-экономические показатели процесса. Пере-
гонка при пониженном давлении и в вакууме позволяет отказать-
ся от применения водяного пара и дает экономию в расходе тепла
на 5% [31].
170
Рис. Ш-17. Схема перегонки нефти с пониженным давлением в отпарных секциях
при полной конденсации отгона (а) или при эжектировании отгона (б):
1 — атмосферная колонна; 2 — отпарные секции;
I — нефть; II — головной погон; III — боковой погои; IV — остаток; V — водяной пар.
Эффективным является ступенчатое понижение давления пе-
регонки раздельно в зонах питания и отпаривания с целью полу-
чения максимального отгона легких фракций и исключения из схе-
мы водяного пара для разделения дистиллятных фракций. Наи-
более просто давление в отпарных секциях понижается при полной
конденсации отгона. Сконденсированный отгон предлагается по-
давать в линию «горячей» струи колонны К-1 в качестве испаря-
ющего агента [32], в печь колонны К-2 [33], в колонну К-2 в ка-
честве орошения ниже {34] или выше [35] отбора бокового пого-
на. Поскольку отгон представляет собой легкокипящие фракции
соответствующего бокового погона использование их в качестве
орошения лежащих выше секций колонны, очевидно, является
предпочтительным (рис. III.17,а). Худшие показатели по качест-
ву продуктов и по энергетическим затратам имеют, естественно,
схемы перегонки, использующие водяной пар [36] или исходный
поток нефти [37] в качестве эжектирующего агента для пониже-
ния давления в отпарных секциях (рис. III-17,б).
Конденсировать отгон отпарных секций можно также цирку-
ляционными орошениями, обеспечивающими небольшой перепад
давления [38]. С целью упрощения технологической схемы про-
цесса при получений нескольких боковых погонов конденсацию
отгона из отпарных секций предлагается проводить в одном кон-
денсаторе и тогда суммарный отгон в жидкой фазе подавать в
печь на входе в колонну (рис. Ш-18, а) [33]. Для снижения
расхода водяного пара или затрат тепла на отделение легких
фракций все отпарные секции предлагается соединить уходящими
паровыми потоками и конденсировать только отгон верхней сек-
ции (рис. Ш-18, б) [39].
171
Рис. III-18. Схемы перегонки нефти с параллельным (а) и последовательным (б)
соединением боковых отпарных секций паровыми потоками:
1 — атмосферная колонна; 2 — отпарные секции;
I — нефть; II — газ; III — головной погон; IV — боковые погоны; V — остаток; VI — водя-
ной пар.
Снижение давления перегонки нефти в основной колонне с 0,2
до 0,1 МПа и в секциях отпарки фракций керосина и дизельного
топлива — до 685 гПа обеспечило удовлетворительное отделение
легких фракций без водяного пара и подогрева низа отпарных
секций, т. е. за счет тепла самих потоков. При этом из фракции
дизельного топлива 215—350°С при температуре верха отпарной
секции 200°С и давлении 0,118 МПа отбирается до 4% керосино-
вой фракции 135—215°С и из керосиновой фракции 135—215°С
при 0,1 МПа отбирается до 6% бензиновых фракций 80—135°С
[32].
Эффективным способом увеличения глубины отбора светлых
и повышения качества разделения нефти по температурной грани-
це между дизельным топливом и мазутом является вторичная пе-
Рис. Ш-19. Схема перегонки нефти с вторичной перегонкой мазута в вакууме в
полной колонне с водяным паром (а) и в колоннах без отгонных секций и водя-
ного пара (б):
/—атмосферная колонна; 2 — вакуумная колонна;
I — нефть; II — головной погон; III — боковые погоны; IV — остаток; V — водяной пар.
172
V
Рис. Ш-20. Схема перегонки нефти со вторичной перегонкой мазута:
1 — атмосферная колонна; 2— отпарная секция; 3—вакуумный испаритель; 4— вакуумная
колонна;
/ — нефть; II— головной погои; III — боковые погоны; IV — водяной пар; V — тяжелый ат-
мосферный газойль; VI — мазут; VII — вода.
регонка флегмы с нижних тарелок концентрационной части колон-
ны и мазута при пониженном давлении с использованием тепла
самих потоков. По схеме, изображенной на рис. Ш-19, а, перегон-
ку осуществляют в атмосферной и вакуумной колоннах с водяным
паром, под давлением вторичной перегонки мазута 130—400 гПа.
Вся флегма с нижней тарелки концентрационной части атмосфер-
ной колонны дросселируется и подается в вакуумную колонну,
при этом температура ее снижается с 310—340°C до 270—290°C.
При указанных условиях кратность орошения в вакуумной колон-
не может быть доведена до 2,5—3,0, что достаточно для получения
необходимой четкости ректификации и высоких отборов дизельно-
го топлива. В мазуте в этом случае остается лишь 3,5% фракций
выше 360 °C, а остаток дополнительной колонны содержит не бо-
лее 1,5% этих фракций в пересчете на мазут [40].
По схеме, изображенной на рис. Ш-19, б, перегонку нефти в
атмосферной колонне проводят по температурной границе 372°C
с выводом фракций выше 343 °C с нижних тарелок концентраци-
онной части атмосферной колонны с последующим разделением
этих потоков в вакуумной колонне с двумя питаниями при давле-
нии в зоне питания 100 гПа. Разделение в обеих колоннах прово-
дят без водяного пара, используя эффект однократного испаре-
ния нефти и мазута соответственно при атмосферном давлении и в
вакууме [41].
Для увеличения отбора тяжелого атмосферного газойля в виде
фракции 220—400°C с четким выделением этой фракции из нефти
предлагается подвергать мазут вторичной перегонке (рис. Ш-20)
[42]: в вакуумном испарителе с водяным паром при остаточном
173
давлении 128 гПа и в полной колонне, работающей в умеренном
вакууме. Тяжелый атмосферный газойль после смешения с легким
газойлем удовлетворяет повышенным требованиям к сырью уста-
новки каталитического крекинга.
Эффективность работы внутренних устройств атмосферной ко-
лонны (тарелок, сепараторов, распределителей пара и жидкости,
узлов ввода сырья и вывода продуктов) заметно влияет на уве-
личение производительности колонны, улучшение качества продук-
тов и повышение глубины отбора светлых. Достаточно привести
лишь один пример простейшей реконструкции атмосферной колон-
ны установки ЭЛОУ—АВТ [43] с модернизацией желобчатых та-
релок и установкой под отборными тарелками отбойных устройств
из сеток. Над прорезями колпачков тарелок устанавливались пер-
форированные пластины, кромки прорезей отгибались в одну сто-
рону, что обеспечило струйное движение жидкости по тарелке.
В результате отбор светлых повысился на 5—7% и составил 41—
43% при потенциальном их содержании 47,4%; температуру нагре-
ва нефти удалось повысить до 345—350°C по сравнению с 330—
335 °C, производительность колонны увеличилась на 10%; заметно
уменьшилось налегание температур кипения улучшилась
четкость погоноразделения:
Фракции
Флегмовое
число
Бензин — керосин . 7,8
Керосин — дизельное
топливо ................ 3,5
реальных дИ'ЛЛ о/
тарелок *ао л>
фракции Д° реконструкции
9 23
8 62
д/ГОСТ
(96-5) %
после рекон-
струкции
10
47
3. ВАКУУМНАЯ ПЕРЕГОНКА МАЗУТА
3.1. Перегонка мазута по топливному варианту
Вакуумная перегонка мазута по топливному варианту пред-
назначена для получения широкой масляной фракции (вакуумно-
го газойля) с температурами выкипания 350—500°C как сырья
установки каталитического крекинга и гидрокрекинга. Широкая
масляная фракция должна быть светлой или слегка окрашенной,
свободной от смолисто-асфальтеновых веществ и содержать мини-
мальные концентрации металлов, особенно Ni и V, которые силь-
но влияют на активность, селективность и срок службы алюмоси-
ликатных катализаторов. Никель и ванадий находятся в нефти в
виде комплексов с порфиринами, выкипающих при температуре
около 450 °C и концентрирующихся при перегонке главным обра-
зом в асфальтенах.
Таким образом, удовлетворительное качество разделения мазу-
та определяется не только фракционным составом масляных фрак-
ций, но и их цветом, коксуемостью и содержанием металлов. Ни-
174
же приведена характеристика широкой масляной фракции, являю-
щейся сырьем установки каталитического крекинга [44]:
Плотность pt0.......................... 0,8894
Коксуемость, % (масс.).................0,23
Анилиновая точка, °C ... 81
Фракционный состав, °C....................
н. к. . . 206
10% ............... . 293
50% ............................382
90%.................................482
Содержание металлов, х-106, масс, доля
Си . 0,03
Fe . . .....................0,7
V ... 0,08
Ni..................................0,07
Для перегонки мазута по топливному варианту используют
схему однократного иопарения. На рис. Ш-21, а изображена схе-
ма атмосферной перегонки нефти и вакуумной перегонки мазута
по топливному варианту с потоками атмосферного и вакуумного
газойлей, направляемых на каталитический крекинг. За рубежом
применяют еще схему перегонки нефти с промежуточным испари-
телем, изображенную на рис. Ш-21, б, в соответствии с которой
атмосферный газойль получают в паровой фазе, а вакуумный га-
зойль — в жидкой фазе.
По первой схеме получают сырье для установки каталитичес-
кого крекинга с пылевидным катализатором, а по второй — с дви-
жущимся гранулированным катализатором [44]. На обеих схемах
показан рецикл флегмы с нижней тарелки концентрационной части
вакуумной колонны в печь. Применение рецикла незначительно
увеличивает концентрации целевых компонентов в масляных фрак-
Рис. III-21. Схема перегонки нефти и мазута по топливному варианту с получе-
нием жидкостного (а), жидкостного и парового (б) потоков атмосферного и ва-
куумного газойлей — сырья установки каталитического крекинга:
1 — атмосферная колонна; 2 — вакуумная колонна; 3—промежуточный сепаратор;
/ — нефть; // — атмосферные дистилляты; /// — атмосферный и вакуумный газойли в жид-
кой фазе; IV — водяной пар; V — гудрон; VI — атмосферный газойль в паровой фазе; VII —
вакуумный газойль.
175
Рис. Ш-22. Схема вакуумной колонны
по топливному варианту перегонки ма-
зута:
I — мазут; // — некой денсируемые газы н во-
дяной пар; III — легкий вакуумный газойль;
IV— тяжелый вакуумный газойль; V— гудрон;
VI — водяной пар.
циях [45], однако заметно сни-
жает содержание металлов в ва-
куумном газойле, поэтому ре-
цикл флегмы довольно часто ис-
пользуется на практике [46].
Поскольку асфальтены явля-
ются нелетучими соединениями и
в них концентрируются порфири-
ны из нефти, качество широкой
масляной фракции ухудшается в основном за счет жидкости, уно-
симой после однократного испарения сырья в питательной секции
колонны. Поэтому при топливном варианте перегонки мазута бо-
лее важно уменьшить унос тяжелой флегмы в концентрационной
части колонны, нежели обеспечить четкое разделение мазута на
масляные фракции и гудрон. Вследствие этого вакуумные колон-
ны по топливному варианту имеют небольшое число тарелок или
невысокий слой насадки и развитую питательную секцию (рис.
Ш-22). В верху колонны обычно два циркуляционных орошения
для лучших условий регенерации тепла. В секции питания уста-
навливается отбойник из сетки и промывные тарелки. Часть остат-
ка может охлаждаться и закачиваться вновь в колонну для сни-
жения температуры низа [47]. Качество вакуумного газойля конт-
ролируется по его коксуемости, цвету и фракционному составу.
Для автоматического регулирования процесса целесообразно опре-
делить экспериментально зависимость содержания металлов в ва-
куумном газойле и его цвет от коксуемости. Исследование радио-
активными изотопами содержания асфальтенов и металлов
(NiO и V2O5) в вакуум-
ном газойле показало,
что между ними сущест-
вует линейная зависи-
мость (рис. Ш-23) [48].
Рис. Ш-23. Зависимость содер-
жания асфальтенов Сд и метал-
лов в вакуумном газойле [48]:
сплошные линии — эксперименталь-
ные данные; пунктирные линии —
расчетные кривые (по концентра-
ции унесенных смолисто-асфальте-
новых веществ);
7, 3-Су2Ов; 2, 4-CNj0
176
3.2. Увеличение глубины отбора светлых
и улучшение качества широкой масляной фракции
Увеличение глубины отбора светлых и повышение качества
масляных фракций 'в вакуумных колоннах достигается за счет
улучшения условий нагрева и испарения нефти в печи, движения
парожидкостной смеси в трансферном трубопроводе от печи до
колонны и улучшения конструкций внутренних устройств колонны
(тарелок, насадок и сепараторов жидкости). Основная цель про-
водимых мероприятий — обеспечить высокую долю отгона без за-
метного разложения углеводородов при минимальном уносе жид-
кости на нижнюю тарелку концентрационной части колонны.
Многолетний опыт эксплуатации установок вакуумной перегон-
ки мазута показывает, что нагрев его в трубчатой печи выше 420—
425 °C вызывает интенсивное образование газов разложения, закок-
совывание и прогар труб печи, осмоление вакуумного газойля.
При этом чем тяжелее нефть, тем более интенсивно идет газообра-
зование и термический крекинг высокомолекулярных соединений
мазута.
Давление вакуумной перегонки мазута изменяется в верху ко-
лонны от 53 до 133 гПа, в секции питания от 133 до 266 гПа и на
участке испарения в змеевике печи оно доходит до 666 гПа. При
таких условиях перегонки доля отгона масляных фракций в сек-
ции питания колонны не выше потенциального содержания их в
мазуте, чего обычно бывает недостаточно для обеспечения высоко-
го отбора масляных фракций и четкого отделения их от мазута.
Для максимального нагрева мазута снижают время пребыва-
ния его в печи, устраивая многопоточные змеевики печи (до четы-
рех потоков), применяют печи двустороннего облучения, в змеевик
печи подают водяной пар и уменьшают длину трансферного трубо-
провода.
Для снижения давления в змеевике трубчатой печи применяют
несколько потоков сырья в печи, часть змеевика печи на участке
испарения делают большего диаметра, уменьшают перепад высоты
ввода мазута в колонну и выхода его из печи, трансферный трубо-
провод делают специальной конструкции, в вакуумной колонне
применяют тарелки с низким гидравлическим сопротивлением или
насадку, используют вакуумсоздающие системы, обеспечивающие
умеренный и достаточно глубокий вакуум.
Повышение доли отгона мазута способствует не только увели-
чению глубины отбора масляных фракций, но и повышению каче-
ства фракций по цвету и коксуемости из-за увеличения флегмового
числа в верхней секции колонны. Так, при флегмовом числе в
секции легкого вакуумного газойля Д = 2,38 и в нижней секции тя-
желого вакуумного газойля Д = 3,25 коксуемость их снизилась в
несколько раз и составила 0,1 (масс.) при одновременном улуч-
шении цвета [49].
12—1502
177
%,г°- --—---------------Рис. HI-24. Эффективность сепарации жидкости
\ отбойным устройством из сеток в вакуумных ко-
0 \ лоннах для перегонки мазута.
у Как уже было отмечено, качество
\ масляных фракций существенно зависит
° \ от надежной работы отбойного устрой-
\ ства, установленного над вводом сырья
и ~ \ в питательной секции колонны. Харак-
терным в этом отношении являются дан-
--------------y~D---ДДГ ные, полученные при обследовании трех
промышленных вакуумных колонн с сет-
чатыми отбойниками из вязанных рука-
вов с общим пакетом высотой 100—150 мм [49]. На рис. III-24
представлена эффективность сепарации жидкости ц (%) на от-
бойнике в зависимости от скорости паров w (м/с) в свободном се-
чении колонны. Эффективность оценивалась по уносу капель жид-
кости, определяемому коксуемостью паров (отбираемых до и пос-
ле отбойника). Как видно из рисунка, наибольшая эффективность
сепарации соответствовала изменению скорости паров в пределах
0,9—1,8 м/с. В этих условиях унос жидкости составлял порядка
0,4 кг на 1 кг пара. Дальнейшее увеличение скорости паров резко
снижало эффективность сепарации капель жидкости до 16%, кок-
суемость паров до и после отбойника составляла при этом 5,86
и 5% соответственно. В связи с этим следует отметить, что особое
значение для эффективной сепарации имеет правильно выполнен-
ный расчет зоны питания колонны и выбор основных размеров
отбойного устройства.
Отметим еще результаты испытания сетчатого отбойника таких
размеров: диаметр проволоки. 0,3—0,5 мм, ячейки размером
4X4 мм, гофры размером 7 мм, высота пакета 91 мм, число рядов
сеток 13 [50]. Результаты испытания сетчатого отбойника в ва-
куумной колонне даны ниже:
До отбойника После отбойника
Содержание металлов в вакуумном
газойле, х-10в, (масс.) доли
ванадий ..............................25—37
никель.........................20—22
Коксуемость паров, % (масс.) . 4,2—4,8
0,32—0,35
0,53—0,16
0,11—0,19
Степень удаления металлов составила 99%, а коксуемость па-
ров после отбойника уменьшилась в 1,5 раза. Нагрузка паровой
фазы на отбойник по Fc-фактору составила
fc^wlyr-P>K^-f>-n- =0.0213 4-0,0224
при рекомендуемых предельных значениях Дс=0,0457 [51]. Следу-
ет отметить, что при непрерывной промывке отбойника вакуум-
ным газойлем рекомендуемые значения /^фактора значительно
выше.
178
На рис. Ш-25 показаны результаты опытных пробегов вакуум-
ной колонны с сепаратором (/) и без сепаратора (2) в секции пи-
тания [48], показавшие, что наличие сепаратора практически пол
ностью задерживает унос жидкости на вышележащую тарелку.
Остаточное содержание металлов и асфальтенов в газойле, очеви I-
но, уже не зависит от эффективности сепарации отбойника, так
как оно вызывается наличием летучих порфириновых соединении
в паровой фазе и мелких «витающих» капель жидкости. Как вид-
но из рисунка, предельная нагрузка зоны питания с сепаратором,
при которой уровень содержания металлов и асфальтенов в газой-
ле не меняется, составила Fc=0,15. В аналогичных условиях при
отсутствии сепаратора унос жидкости и содержание металлов в
газойле резко возрастают уже при нагрузках, соответствующих
Fc = 0,085.
Отбойные устройства из сетки без промывки жидкостью в ва-
куумных колоннах по топливному варианту не всегда работают
нормально, так как они коксуются. Предпочтительнее применять
насадку, например, из просечно-вытяжного гофрированного листа.
Для предотвращения попадания металлорганических соедине-
ний в тяжелый вакуумный газойль, кроме установки отбойных
устройств, на некоторых зарубежных установках в сырье вводят
антипенную присадку силоксан [52]. Благодаря этому тяжелый
газойль с к.к. 572 °C имел прозрачный цвет, низкую коксуемость
(0,2%) и содержал следы металлорганических соединений.
К конструкции трансферного трубопровода предъявляют целый
ряд специальных требований, обусловленных необходимостью
иметь высокую долю отгона сырья и стабильное движение паро-
жидкостной смеси в трубопроводе .[53].
При определенных режимах движение двухфазной парожид-
костной смеси характеризуется пульсациями давления, нежела-
тельными для нормальной работы вакуумной колонны. Оптималь-
Рис. Ш-25. Зависимость содержания металлов в парах (а) и уноса жидкости в
зоне питания (б) от фактора нагрузки Fc:
/-с отбойным устройством в зоне питания; 2-без отбойного устройства в зоне питания.
Рис. Ш-26. Конструкция S-образного трансферного трубопровода вакуумной ко-
лонны установки АВТ:
а — вариант в вертикальной плоскости; б — вариант в плоскости, наклоненной под углом
31,3° к горизонту; / — вакуумная колонна; 2 — печь; 3 — трансферный трубопровод.
ным является кольцевой режим движения, когда жидкость движет-
ся в виде пленки по стенке трубы, а пар — в середине трубопрово-
да. Этот режим устанавливается при достаточно высокой скорости
потока (Frc>300) и высоком объемном паросодержании (0>О,95).
Отметим, что для вакуумной перегонки мазута объемное паросо-
держание потока в трубопроводе меняется в пределах 6 = 0,99—
0,998, а критерий Frc = 250—2500.
Причиной пульсаций давления может быть неправильный вы-
бор длины трубопровода, его диаметра и конфигурации. В связи
с этим рекомендуется, кроме оп-
ределения минимальной длины
трубопровода, вывод его из печи
и ввод в вакуумную колонну вы-
полнять на одной отметке, а фор-
му трубопровода принимать S-об-
разной, т. е. состоящей из двух
равновеликих дуг (рис. Ш-26).
В таком трубопроводе исключа-
ются пульсации давления, благо-
даря чему обеспечивается ста-
№Щ,гПи
Рис. Ш-27. Сравнение эффективности ра-
боты различных контактных устройств в
вакуумных колоннах:
I — клапанные тарелки; II — специальные та-
релки, насыпная насадка (ситчатая тарелка
с большими отверстиями, кольца Паля); III —
регулярная насадка крупная (Спейшим, Ско-
филд, ГИАП); IV—регулярная насадка сред-
няя (плоскопараллельная. Перформ-грид,
Глитч-грид); V — регулярная насадка мелкая
(сотовая, Малтикнит, Кох-Зульцер, Гудлое,
Клосса).
180
Рис. III-28. Схема вакуумной колонны для перегонки мазу-
та по топливному варианту:
I — колонна; 2 — холодильник; 3 — слой иасадки; 4 — «глухая» та-
релка; 5 — ороситель; 6 — сетчатый сепаратор; 7 — сепаратор в
трансферном трубопроводе;
/ — мазут; II — неконденсируемые газы и водяной пар; III — лег-
кий вакуумный газойль IV — тяжелый вакуумный газойль; V — ре-
цикл затемненного продукта в печь, VI — гудрон.
бильиость состава питания колонны. При этой
конфигурации трубопровода происходит само-
компенсация температурных удлинений трубо-
провода. При реконструкции имеющегося транс-
ферного трубопровода с разностью отметок
между выводом из печи и вводом в вакуумную
колонну S-образный трубопровод устанавлива-
ется в вертикальной плоскости, наклоненной под
некоторым углом к горизонту. Разность отметок
начала и конца трубопровода должна быть ми-
нимальной.
К контактным устройствам вакуумных колонн предъявляют
особо жесткие требования, так как они должны обеспечить мини-
мальное гидравлическое сопротивление потоку паров при высокой
разделительной способности (min АР/N) и высокую производи-
тельность колонны по пару (min ВЭТТ/Fs). Кроме того, контакт-
ные устройства должны обеспечивать достаточно широкий диапа-
зон стабильной работы колонны.
Наиболее полно перечисленным требованиям удовлетворяют
насадки, поэтому они все чаще применяются вместо тарелок в ка-
честве контактного устройства вакуумных колонн для перегонки
мазута. На рис. Ш-27 показаны характеристики различных таре-
лок и насадок в виде зависимости между комплексами &P/N и
ВЭТТ/fs (где АР — перепад давления, гПа; ВЭТТ — высота, экви-
валентная теоретической тарелке, м; Fs — фактор нагрузки, рав-
ный Р5 = ^'Урп; w — м/с; рп—'Кг/м3). Очевидно, чем меньше эти
комплексы, тем более эффективно контактное устройство.
Контактные устройства в отгонной части колонны не обяза-
тельно должны иметь низкий перепад давления, так как сопротив-
ление их не влияет на давление в питательной секции колонны.
Для этих устройств главным является высокая эффективность
контакта. В то же время число тарелок в отгонной секции колон-
ны не должно быть большим из-за увеличения времени пребыва-
ния продукта в зоне повышенных температур. Обычно число та-
релок в отгонной секции принимается равным 6—8.
Схема вакуумной колонны с насадкой из колец Паля, высота
которых меньше диаметра, приведена на рис. Ш-28 [54]. Высота
слоя насадки по секциям принята такой (сверху вниз): 2,13, 2,74
и 1,83 м. Применение насадочных колонн вместо тарельчатых при-
вело к снижению конца кипения легкого вакуумного газойля, по-
вышению конца кипения тяжелого вакуумного газойля и к сниже-
181
Таблица Ш.4. Материальный баланс вакуумной колонны
Наименование Опыт 1 Опыт 2 Опыт 3
%(масс.) т/ч %(масс.) т/ч %(масс.) т/ч
Взято мазута 100 193 100 116,35 100 154,50
Получено первый погон 2,3 4,34 2.1 2,43 1,5 2,31
широкая масля- 42,8 82,70 44,6 51,85 52,3 80,77
ная фракция гудрон 54,9 105,96 53,3 62,07 46,2 71,42
нию содержания металлов в последнем и повышению отбора мас-
ляных дистиллятов.
В заключение приведем результаты реконструкции вакуумного
блока одной из установок АВТ, разделяющей мазут на широкую
масляную фракцию и гудрон с целью повышения отбора широкой
масляной фракции и улучшения ее качества [55].
При реконструкции трубчатой печн изменена схема обвязки печи с нагревом
в потолочном экране н испарением в подовом (теплонапряженность труб испа-
рения и нагрева составила соответственно 11,6—16,3 и 23,3—32,6 кВт/м2), нагрев
мазута осуществлен двумя потоками, на входе в змеевик печн предусмотрена
подача водяного пара в мазут. Указанные мероприятия позволили повысить долю
отгона мазута и исключили термическое его разложение при испарении в змеевике.
При реконструкции трансферного трубопровода увеличен диаметр трубопро-
вода с 350 до 500 мм, вместо Z-образного профиля установлен S-образный с со-
пряжением дуг большого радиуса; общее сопротивление потока в трансферном
трубопроводе после реконструкции составило 53—80 гПа.
При реконструкции колонны желобчатые тарелки заменены клапанными пря-
моточными, между двумя нижними тарелками концентрационной части установ-
лен отбойник из просечно-вытяжного листа со свободным сечением 50% и под
нижней тарелкой — сетчатый отбойник из 20 слоев вязаной рукавной сетки.
Технологический режим вакуумной колонны следующий:
Опыт 1 Опыт 2 Опыт 3
Температура, °C мазута на выходе из печи верха колон- 400 406 395
ны 135 125 135
вывода широкой масляной фракции 256 245 255
вывода первого циркуляционного оро- шения 210 191 216
вывода второго циркуляционного оро- шения 96 116 124
ввода второго циркуляционного ороше- ния 91 100 104
низа колонны 351 355 355
водяного пара в К-5 . . . . 365 358 352
Давление абсолютное, гПа верха колонны 79 57 68
под отбойной сеткой 144 123 112
Расход водяного пара в К-5, % (масс.) на мазут 1,5 2,17 1,7
в том числе в печь П-2 . ... . 0,6 0,9 0,7
182
I I I I 2 3 I I
Таблица Ш.5. Качество продуктов разделения мазута в вакуумной колонне
183
Материальный баланс после реконструкции колонны приведен в табл. III.4,
а качество продуктов разделения в табл III.5. Как видно из этих данных, рекон-
струкция позволила увеличить производительность колонны почти в два раза, по-
лучить отбор широкой масляной фракции н. к.— 490°C от потенциала 83—85%
при высоком качестве разделения без заметного температурного налегания меж-
ду широкой фракцией и гудроном. Специальное устройство ввода сырья в колон-
ну обеспечило высокую степень сепарации гудроновых частиц — унос этих частиц
в зоне ввода сырья составил около 34%, при эффективности сепарации сетчатого
отбойника 98,5—99,3%. К. п. д. клапанных тарелок составил 30—37% при сред-
нем гидравлическом сопротивлении на одну тарелку 5,3—6,7 гПа, нагрузка та-
релок по пару составила Fs=l,3—1,5 и нагрузка тарелок по жидкости Lv=
=4,7—5,7 м3/(м-ч).
3.3. Перегонка мазута по масляному варианту
Вакуумная перегонка мазута является головным процессом по-
точной схемы масляного производства. При масляном варианте пе-
регонки основная цель процесса — получить масляные фракции
заданной вязкости, удовлетворяющие также необходимым требова-
ниям по цвету и температуре вспышки. Существующими нормами
на производство масел, как известно, не ограничивается фракцион-
ный состав масляных фракций и допустимые пределы температур
налегания соседних фракций. В связи с этим в настоящее время на
отечественных заводах для производства масел используют дистил-
ляты широкого фракционного состава, выкипающие в пределах
100 °C и более, и гудроны с высоким содержанием дистиллятных
фракций до 490 °C.
В то же время фракционный состав исходных масляных фрак-
ций (основы масел) является одним из основных способов регули-
рования их качества [56]. Регулирование нижнего предела вы-
кипания масел и содержания в них более легких фракций исклю-
чает возможность испарения масел в рабочих условиях. Регулиро-
вание фракционного состава основы масел по верхнему пределу
выкипания в сочетании с применением вязкостных присадок поз-
воляет практически из всех нефтей получать смазочные масла
улучшенного качества по вязкостно-температурным характеристи-
кам и нагарообразующей способности, а последующее добавление
присадок — и по всем другим свойствам.
Исследования влияния фракционного состава масляных фрак-
ций на технологические показатели производства и качество ба-
зовых масел показывают, что одним из способов повышения эф-
фективности производства и улучшения качества масел является
получение узких фракций [57]. Так, использование узких 50-гра-
дусных масляных фракций, обладающих повышенной вязкостью
и высокими температурами вспышки, значительно изменяет их до-
зировку при производстве современных моторных масел марок от
М-8 до М-16. Базовые масла, приготовленные на основе масляных
компонентов из узких фракций, характеризуются меньшей склон-
ностью к осадкообразованию и загустеванию при окислении, чем
базовые масла с дистиллятным компонентом широкого фракцион-
ного состава. Выход дистиллятных масел из узких фракций на
184
1,78% больше, чем из широких фракций 350—490°C, считая на
нефть.
В зависимости от фракционного состава масляных дистиллятов
меняются также режим работы установок маслоблока и технико-
экономические показатели процессов очистки масляных дистилля-
тов и остаточных компонентов. Так, при ухудшении четкости рек-
тификации широких масляных фракций снижаются выход рафина-
тов и депарафинированного масла и скорость фильтрации масел
при депарафинизации, увеличиваются расход растворителя при
селективной очистке масел, затраты тепла на регенерацию раство-
рителя, вероятность переочистки легких и недоочистки тяжелых
фракций и. повышается отложение кокса на катализаторе .при гид-
роочистке масел.
В связи с этим для получения масел высокого качества и сырья
для производства твердых парафинов рекомендуется получать уз-
кие масляные фракции с пределами температур выкипания 50—
60 °C, налеганием температур кипения не более 20—25 °C и содер-
жанием не более 15% фракций, выкипающих ниже, и 2% фрак-
ций, выкипающих выше номинальной температуры кипения [58].
Так, при производстве масел из восточных сернистых нефтей пре-
дусматривают получение трех масляных фракций с номинальными
пределами температур выкипания: 350—400, 400—450 и 450—
500°C (490°C) (разгонка по Богданову). Для получения масляных
дистиллятов низкой коксуемости и хорошего цвета с вязкостью
12 мм2/с при 100 °C и высоковязкого гудрона с низким содержани-
ем фракций до 490 °C важно обеспечить очень четкое разделение
между дистиллятной фракцией 450—500 °C (490 СС) и гудроном.
Для перегонки мазута по масляному варианту используют схе-
мы однократного (рис. Ш-29, а) и двукратного испарения — по ши-
рокой масляной фракции (рис. Ш-29, б) или по остатку (рис.
III-29,в). Наибольшее распространение в йромышленности в на-
стоящее время получили схемы а и б [14].
i При перегонке мазута по схеме с однократным иопарением в
вакуумной тарельчатой колонне трудно достичь необходимого ка-
чества фракций: обычно налегание температур кипения между
смежными дистиллятами составляет 70—130 °C. В то же время
при увеличении числа тарелок снижается глубина вакуума в сек-
ции питания колонны и желаемое повышение четкости ректифика-
ции не достигается. Давление в верху колонны поддерживается
порядка 67—107 гПа в секции питания 134—330 гПа с температу-
рой нагрева нефти не выше 420 °C и подачей в низ колонны 5—
10% водяного пара (на остаток). Температура верха колонны не
превышает обычно 100°C, так как с ростом температуры наблю-
дается повышенный унос газойлевых фракций в барометрический
конденсатор.
Анализ перегонки мазута по схеме однократного испарения в
вакуумной тарельчатой колонне показывает, что для четкого вы-
деления узких масляных фракций требуются следующие условия
185
Рис. П1-29. Схемы перегонки
мазута по масляному варианту
при однократном (а) и дву-
кратном испарении по широкой
фракции (б) или по остат-
ку (в)'.
1 — колонна; 2 — отпарная секция;
3 — емкость;
I — мазут; II — маловязкий дистил-
лят; III — средневязкий дистиллят;
IV — высоковязкий дистиллят; V —
гудрон; VI — некондеисируемые га-
зы и водяной пар; VII — водяной
пар; VIII — легкий вакуумный га-
зойль.
[59]: число тарелок в каждой простой колонне должно быть по-
рядка 12—14, из них половина в отгонных секциях; эффективность
тарелок должна быть не ниже 0,7—0,8; испарение сырья в зоне
питания должно быть на несколько процентов больше суммы от-
бираемых дистиллятов; в боковые отпарные секции следует по-
давать водяной пар — 3—4% (масс.) на фракцию; циркуляцион-
ные орошения целесообразно устанавливать только на верхних та-
релках (обычно на четырех); промежуточное охлаждение целесо-
образно осуществлять только на проток; пары из отпарных сек-
ций в основную колонну следует подавать на одну тарелку выше
отвода жидкости в боковую отпарную секцию; перепад давления
по паровым линиям в отпарные колонны должен быть минималь-
ным, перепад давления на реальную тарелку должен быть не бо-
лее 2,6 гПа.
Узкие масляные фракции по схемам однократного испарения
значительно проще можно получить в вакуумной насадочной ко-
лонне при давлении вверху меньше 20 гПа и в секции питания
меньше 13—67 гПа, при температуре нагрева мазута 370—390 °C
и температуре верха колонны 50—55°C. Водяной пар в низ колон-
ны не подается [60].
186
Схемы двукратного испарения мазута требуют больших энер-
гетических затрат, однако, качество масляных дистиллятов улуч-
шается и налегание температур кипения снижается до 30—60 °C.
При двукратном испарении мазута по широкой масляной фрак-
ции во второй колонне не обязательно иметь глубокий вакуум,
больший эффект разделения здесь достигается увеличением обще-
го числа тарелок. Температура нагрева мазута в первой ступени
400—420 °C и широкой масляной фракции во второй ступени
350—360 °C.
При варианте двукратного испарения по остатку применяют
независимые вакуумные системы в каждой ступени с поддержани-
ем более глубокого вакуума во второй. Эта схема позволяет уве-
личить флегмовые числа в колоннах за счет уменьшения расхода
паров во второй ступени примерно в 1,5—3 раза. По такой схеме
получаются масляные фракции лучшего качества при меньшей се-
бестоимости процесса очистки масел [61]. Улучшение качества
разделения масляных фракций по схеме двукратного испарения по
остатку с пониженным давлением во второй ступени иллюстриру-
ется следующими данными [62]:
Налегание температур. А/ , °C
Вязкость фракций при 38 °C, ______________________5 %
мм2/с ' “
при однократном испарении при двукратном испарении
7,5 42 20
43 72 10
86,6 ИЗ 20
Однако следует отметить, что применение схем двукратного ис-
парения мазута мало меняет вязкость, температуру вспышки и
цвет масляных фракций и для обеспечения четкого разделения
тяжелых масляных фракций необходимо дальнейшее понижение
давления, т. е. применение глубоковакуумной перегонки [63].
Сравнение схем двукратного испарения мазута по широкой
масляной фракции и по остатку показывает, что первая схема яв-
ляется предпочтительной с точки зрения энергетических затрат.
Кроме того, последующий нагрев более тяжелого сырья связан с
большей опасностью его термической деструкции и требует повы-
шенного расхода водяного пара на создание вакуума. В то же вре-
мя схема двукратного испарения по остатку позволяет получить
более узкие масляные фракции и понижение давления при этом
требуется для более вязкого, тяжелого продукта. По приведенным
же затратам схемы одно- и двукратного испарения мало различа-
ются между собой.
Таким образом, в схемах двукратного испарения мазута углуб-
ляется переработка и получаются фракции с заданным качеством
благодаря увеличению общего числа тарелок в системе при фикси-
рованном давлении в колоннах или благодаря понижению давле-
ния во второй ступени.
Отметим еще результаты теоретических исследований возмож-
ности получения узких 30-градусных масляных фракций по схеме
187
двукратного испарения мазута по широкой масляной фракции
[64]. Как показали расчеты, для получения 30-градусных масля-
ных фракций с содержанием 15—18% легких и 2—5% тяжелых
примесей необходимы высокие флегмовые числа (~ 10) и большое
число теоретических тарелок в каждой простой колонне (18—20).
Реализовать такие условия разделения на современных схемах
перегонки мазута и при помощи существующих конструкций ап-
паратов (нагревателей и контактных устройств) невозможно.
Реальные отборы узких масляных фракций от потенциала при
заданной четкости ректификации, которые могут быть достигнуты
на современных установках, составляли бы 30—35%•
3.4. Улучшение качества масляных дистиллятов
Анализ работы отечественных и зарубежных вакуумных колонн
установок АВТ по масляному варианту показывает, что качество
получаемых дистиллятных фракций и гудрона не удовлетворяет
повышенным требованиям на сырье масляного производства: мас-
ляные фракции обычно получают маловязкими и с низким показа-
телем цвета. Дистилляты имеют довольно широкий фракционный
состав, доходящий до 200 °C, со значительным налеганием темпе-
ратур кипения соседних фракций, а в гудроне содержится много
легких фракций (до 500°C порядка 30—40%). Фактические дан-
ные по четкости разделения мазута на масляные фракции таковы:
при работе по схеме а (см. рис. Ш-29) налегание температур ки-
пения смежных дистиллятов составляет 80—90°C и по схемам б и
в 40—50 °C [14]. На многих заводах вместо отбора узких фрак-
ций получают одну широкую фракцию и вакуумный газойль [65].
Низкое качество масляных фракций и плохая четкость ректи-
фикации мазута объясняются следующими причинами: плохой ра-
ботой атмосферной колонны; недостаточным подводом тепла в пе-
чи и, следовательно, низкими флегмовыми числами в колонне; не-
достаточным числом тарелок и низкой их эффективностью; высо-
ким гидравлическим сопротивлением системы (тарелок колонны,
трансферного трубопровода и змеевика печи); завышенными диа-
метрами колонн или низкими скоростями паров.
Повышение фракционирующей способности вакуумных колонн
достигается следующими мероприятиями: понижением давления
в секции питания колонны до 26—40 гПа; повышением температу-
ры в зоне питания с соответствующим увеличением флегмового
числа; увеличением числа тарелок или применением контактных
устройств специальных конструкций, например, насадок; примене-
нием усовершенствованных технологических схем перегонки. Пер-
вые три способа повышения фракционирующей способности колонн
достаточно подробно рассмотрены ранее при анализе работы ва-
куумных колонн по топливному варианту (см. стр. 177). Целесо-
образность применения той или иной технологической схемы сле-
дует рассматривать в последнюю очередь, если остальные меро-
188
приятия не приводят к ожидаемому эффекту, так как усовершен-
ствование технологической схемы требует наибольших затрат.
Прежде чем переходить к анализу усовершенствованных схем
перегонки мазута, отметим рекомендуемые флегмовые числа по
секциям колонны, обеспечивающие
разделения фракций [66]:
Секция колонны
(верхний продукт—нижний продукт)
Вакуумный газойль — дистиллят низ-
кой вязкости ..................
Дистиллят низкой — дистиллят сред-
ней вязкости ..................
Дистиллят средней — дистиллят по-
вышенной или высокой вязкости
достаточно высокое качество
ПЦО, расположенно»
верхнее выше вывода
орошение дистиллята
15 8,5
4 3,5
2 1,5
Высоковязкое масло МС-20 получают при содержании в верх-
нем масляном дистилляте фракций до 350 qC не более 12% [26].
Если принять содержание легких масляных фракций в нефти до
5%, а мазута в нефти 40%, тогда допустимое содержание легких
фракций дизельного топлива в мазуте составит всего 1,0—1,5%.
В вакуумных колоннах по масляному варианту циркуляцион-
ные орошения по высоте колонны следует применять с ограниче-
ниями, т. е. не настолько развитыми, как в атмосферных колоннах,
так как более важной задачей здесь является обеспечение необ-
ходимой четкости разделения фракций. Рекомендуется расход теп-
ла циркуляционных орошений вычислять из расчета 50—70% теп-
ла максимальных значений, найденных тепловым балансом [67].
Остальное тепло в промежуточных секциях колонны будет сни-
маться горячей флегмой за счет верхнего орошения. Нижнее про-
межуточное циркуляционное орошение между отбором нижнего
дистиллята и вводом сырья предохраняет масляные дистилляты от
попадания в них смолисто-асфальтеновых веществ и высококипя-
щих углеводородов.
Применение отпарных секций в вакуумных колоннах по масля-
ному варианту не всегда считалось целесообразным. Отпарные
секции применяли для обеспечения заданной температуры вспыш-
ки вязких масляных фракций асфальтеновых нефтей или для чет-
кого выделения тяжелых масляных фракций нефтей парафинового
основания с целью наиболее полного отделения кристаллических
парафинов от фракций, содержащих церезины. В настоящее время
при предъявлении особо жестких требований к фракционному
составу получаемых дистиллятов вакуумную перегонку мазута осу-
ществляют в колоннах с отпарными секциями.
Применение технологических схем с подводом тепла в отпар-
ные секции является одним из эффективных способов повышения
четкости разделения фракций.
Для получения узких фракций предлагается наряду с подводом водяного па-
ра в низ отпарных секций использовать промежуточный подогрев жидкости и
189
Рис. Ш-30. Перегонка мазута в сложной колонне с промежуточным подогревом
жидкости в отпарной секции:
1 — сложная колонна; 2 — отпарная секция;
I— мазут; II—головной погон; III — боковой погон; IV — остаток; V — водяной пар.
Рис. Ш-31. Варианты вакуумных колонн с внутренними отпарными секциями:
1 — колонна; 2 — внутренние отпарные секции;
I — мазут; II — головной погон; III — боковые погоны; IV — остаток; V —водяной пар.
возврат ее на лежащую ниже тарелку (рис. 1П-30) [68]. В отпарных секциях с
6—7 реальными тарелками эффективностью не выше 0,65, при кратности парово-
го орошения, равной единице (что примерно в три раза больше обычной), тем-
пературе нагрева флегмы не выше 375 °C можно получать фракции 311—371,
350—414, 386—453 и 422—500 °C с чистотой соответственно равной 72, 78,3, 58,3
и 77,5%. Ожидаемый интервал выкипания (по Богданову) составит 45, 50, 52 и
62 °C. Промежуточный подогрев жидкости в отпарных секциях наиболее эффек-
тивен для выделения маловязких фракций, так как для вязких фракций нагрев
жидкости незначительно увеличивает их летучесть.
Для вакуумных колонн масляного производства применение
внутренних отпарных секций существенно улучшает качество мас-
ляных дистиллятов, сужает фракционный состав и повышает тем-
пературы вспышки благодаря более глубокому вакууму в них
и меньшей потери тепла в окружающую среду.
Обследование работы вакуумных колонн с внутренними отпарными секция-
ми показало [69], что температура выкипания 5% (по Богданову) масляных фрак-
ций повышается на 15—33 °C и температура выкипания 95% —на 2—10 °C. Суже-
ние фракционного состава масляных фракций повышает их коксуемость, показа-
тель преломления, вязкость и температуру вспышки. При расходе водяного пара
в отпарные секции в пределах 1,5—4,4% (масс.) на остаток температура вспышки
повысилась от 6 до 34 °C, вязкость при 50 °C — на 1,4—4,3 мм2/с, коксуемость в
1,5—2 раза.
Некоторым недостатком внутренних отпарных секций является
усложнение конструкции колонн, не позволяющее изменять каче-
ство отпариваемых продуктов в достаточно широких пределах как
190
в колоннах с выносными отпарными секциями за счет изменения
места отбора бокового погона.
Сложная колонна с внутренними отпарными секциями может
быть выполнена одного диаметра (рис. Ш-31, а) или из несколь-
ких концентрически расположенных одна в другой колонн разного
диаметра (см. рис. 111-32,6) [70]. Верхние части таких колонн
образуют укрепляющие секции, а нижние — в виде кольцевых за-
зоров между двумя обечайками образуют отпарные секции.
Для вакуумных колонн масляного производства целесообразна
установка отбойных устройств над вводом сырья и под наиболее
нагруженными (по парам) тарелками боковых отборов. В рабо-
те [71] отмечается, что в вакуумных колоннах уже в течение ря-
да лет успешно применяют клапанные тарелки и различные насад-
ки без закоксовывания и вспенивания жидкости.
3.5. Глубоковакуумная перегонка мазута
Основными задачами в проблеме углубления переработки неф-
ти являются отбор от мазута широкой масляной фракции до 560—
580 °C и получение утяжеленного остатка, используемого в каче-
стве сырья для производства битума и кокса. При углублении от-
бора широкой маеляной фракции особое внимание должно быть
обращено на обеспечение необходимого ее качества, так как прак-
тически все металлорганические соединения нефти концентриру-
ются во фракции с температурой кипения выше 520—530 °C.
Для углубления отбора широкой масляной фракции до 520—
530 °C и получения утяжеленных остатков в настоящее время ис-
пользуют обычно простейшие схемы вакуумной перегонки с водя-
ным паром при давлении в секции питания 67—200 гПа или глу-
боковакуумную перегонку без водяного пара при 13—33 гПа.
Глубоковакуумная перегонка мазута с водяным паром может быть
использована также для получения дорожных битумов в виде
остатков вакуумной перегонки [72]. При давлении перегонки от
6 до 13 гПа требуется сравнительно, невысокий расход водяного
пара — от 5 до 20% (масс.) на сырье.
Основным недостатком вакуумной и глубоковакуумной пере'гон-
ки с водяным паром являются высокие затраты из-за больших рас-
ходов водяного пара, подаваемого в печь, в низ колонны и на
эжектор. Дополнительные затраты необходимы и на сооружение
вакуумной колонны, печи, конденсаторов, системы эжекторов и
другого оборудования. При глубоковануумной перегонке мазута
с водяным паром расход последнего, составляющий 2,5—
3% (масс.) на мазут, увеличивает объем паров в колонне на 25—
50%, вследствие чего резко возрастают габариты вакуумной ко-
лонны. Ниже приведены основные показатели процесса вакуумной
перегонки мазута по топливному варианту на широкую масляную
фракцию (вакуумный газойль) и остаток по схеме, изображенной
на рис. Ш-21 [73]:
191
Показатели Без водяного пара С водяным паром
Расход, т/сут
сырья 3750 3750
вакуумного газойля .... 2640 2640
вакуумного газойля затемненного 103 103
Диаметр колонны, м . . . . 5,8 8,55
Давление в секции питания, гПа 33 47
Расход тепла в печи, МВт 14,2 18,6
Расход пара, кг/ч . . 3630 8580
в том числе в колонну — 2220
на эжектор 3630 6350
Существенная разница в диаметре колонн
объясняется не
пара, но и более
только преимуществами перегонки без водяного
высокопроизводительными контактными устройствами, применен-
ными в первом случае. При перегонке мазута без водяного пара
широкая масляная фракция получается более высокого качества
(лучший цвет, более низкая коксуемость и небольшое содержание
металлов); и остаток имеет лучшую пенетрацию.
Перепад давления в вакуумных колоннах должен быть не
больше половины избыточного давления в секции питания. Для
вакуумной перегонки без водяного пара («сухой перегонки») об-
щий перепад давления в колонне должен составлять 6,7—16 гПа,
и поэтому в колоннах для глубоковакуумной перегонки мазута
следует применять специальные контактные устройства (чаще ис-
пользуют насадку).
Для эффективного разделения фаз секция питания колонны
должна иметь развитую сепарационную зону с промывным сепа-
ратором. На орошение сепаратора подается более 2% (об.) на
сырье жидкости с тем, чтобы с нижней отборной тарелки отбира-
лось жидкости (рецикл газойля) не менее 2% (об.) на сырье.
Важно, чтобы подаваемая на промывку жидкость равномерно рас-
пределялась по сечению сепаратора. В трансферном трубопроводе
на входе в колонну целесообразно устанавливать также сетчатый
сепаратор. Время пребывания остатка в колонне следует прини-
мать минимальным.
Для получения максимального выхода широкой масляной
фракции рекомендуют следующие параметры перегонки: темпера-
тура в секции питания колонны 385 °C, давление 26 гПа, перепад
давления между печью и колонной 210 гПа, что обеспечит повы-
шение температуры в зоне нагрева всего лишь до 400 °C. Повы-
шение температуры мазута в змеевике печи должно быть не бо-
лее 5—6 °C, что достигается равномерным нагревом труб печи,
увеличением их диаметра при следующих величинах теплонапря-
женности: для радиантных труб не более 47,3 кВт/м2 и для труб в
конвективной секции не более 63 кВт/м3. Кроме насадок,
колонна должна иметь специальные тарелки для отбора жид-
кости (см. рис. Ш-28). Нижняя тарелка устраняет также воз-
192 -
Рис. III-32. Схема глубоковакуумной
перегонки мазута двукратным испа-
рением по остатку:
1 — вакуумная колонна I ступени; 2 — ва-
куумная колонна II ступени; 3 — емкости;
I — мазут; II — водяной пар; III — легкий
вакуумный дистиллят; IV — легкий ваку-
умный газойль; V — тяжелый вакуумный
газойль; VI— гудрон.
можность смешения парового
потока сырья со стекающей
жидкостью для предотвраще-
ния вторичного уноса жидкос-
ти и перераспределения паро-
вого потока по сечения ко-
лонны.
Для углубления отбора масляных фракций и получения утя-
желенных остатков рекомендуют различные схемы перегонки с
давлением в зоне питания не выше 26—40 гПа. При одноколон-
ной схеме целесообразно использовать рецикл тяжелой флегмы—
10% на исходный мазут с «глухой» тарелки над вводом сырья че-
рез печь в колонну [74]. При давлении в зоне питания не более
26 гПа необходимое качество остатка обеспечивается без примене-
ния водяного пара в качестве отпаривающего агента, так как в об-
ласти низкого давления температуры кипения масляных фракций
снижаются настолько резко, что дальнейшее понижение парциаль-
ного давления углеводородов уже не требуется. При низком дав-
лении перегонки можно использовать также и «глухой» подогрев
гудрона в теплообменниках для создания парового орошения в
низу колонны [28]. Вывод тяжелой флегмы с «глухой» тарелки с
рециркуляцией ее в сырье до печи утяжеляет фракционный состав
гудрона, обеспечивает достаточную четкость разделения и высокий
отбор от потенциала вакуумного газойля. Разделение с выводом
флегмы с «глухой» тарелки без рециркуляции позволяет получать
еще более утяжеленные остатки.
Для четкого разделения мазута на широкую масляную фрак-
цию и утяжеленный остаток перегонку предлагается проводить в
две ступени — двукратным испарением по остатку (рис. Ш-32)
[75]. В I ступени отпариваются легкие фракции и удаляются не-
конденсируемые газы при помощи водяного пара и во II ступени
утяжеленный мазут перегоняется при глубоком вакууме в ороси-
тельной колонне. Колонна имеет две секции охлаждения и кон-
денсации тяжелого и легкого вакуумного газойлей. Орошение в
виде распыленной жидкости создается форсунками. Параметры
разделения во II ступени: давление 0,133—266 Па, температура
питания 380—400 °C, расход водяного пара в I ступени не более
1,0—1,5% на мазут.
При схеме двукратного испарения мазута можно повторно ис-
пользовать мятый водяной пар после эжектора II ступени в каче-
13—1502
193
стве технологического пара в I ступени (см. рис. Ш-32, пунктир-
ная линия) [76], в результате общий расход водяного пара будет
меньшим. Схема двукратного испарения мазута по остатку пред-
лагается для использования на высокопроизводительных установ-
ках АВТ с целью получения широкой масляной фракции и утяже-
ленного остатка. На рис. Ш-33, а показана схема перегонки с от-
парной колонной на II ступени [14]. Мазут, нагретый в печи, вна-
чале перегоняется при умеренном вакууме в колонне с отбором
фракций до 500 °C, затем от остатка при низком давлении в от-
парной колонне дополнительно отгоняется фракция 480—580 °C.
Предлагаются и более сложные схемы глубоковакуумной перегон-
ки мазута с предварительным испарителем и дополнительной от-
гонкой колонной с исключением водяного пара из основной ступе-
ни перегонки (рис. Ш-33,б) [77]. Применение таких схем позво-
ляет улучшить четкость ректификации мазута, уменьшить размеры
основной колонны и снизить затраты на создание вакуума.
Как показал анализ, для установки АВТ-12, перерабатывающей Самотлорскую
нефть, отбор широкой масляной фракции возрастет на 7,2%, нагрузка эжекторов
уменьшается почти в два раза, благодаря чему резко сократятся затраты на соз-
дание вакуума, необходимый! диаметр колонны уменьшится с 12 до 10 м и на 15—
20% повысится эффективность тарелок за счет исключения из схемы водяного па-
ра. Общий отбор вакуумного газойля из самотлорской нефти по усовершенство-
ванной схеме глубоковакуумной перегонки составляет 28,3% (в том числе в
отгонной колонне 4,4%); выход утяжеленного гудрона составит всего 10,5%. Чи-
стота фракции по номинальным пределам выкипания возрастет от 85 до 94%.
При перегонке мазута из-за относительно мягкого нагрева
сырья в трубчатых печах и понижения температуры остатка за
Рис. П1-33. Схема глубоковакуумной перегонки мазута двукратным испарением
по остатку в отпарной колонне (а), с предварительным испарителем и доотгоном
гудрона (б):
/ — вакуумная колонна; 2 — отпарная колонна;
I — мазут; // — конденсат; /// — фракция 360—400 °C; /V —фракция 400—500 °C; V — фрак-
ция 480—580 °C; VI — водяной пар; VII — утяжеленный гудрон.
194
Рис. Ш-34. Схема перегонки мазута вы-
сокопарафииистой нефти:
7 — трубчатая печь; 2 — адиабатический реак-
тор; 3— атмосферная колонна; 4 — вакуумная
колоииа;
I — мазут; II — стабилизированный мазут;
III— бензиновые и соляровые фракции; IV—
парафиновый дистиллят; V — тяжелое пара-
финовое масло; VI — гудрон.
счет испарения легких фракций в гудроне концентрируются высо-
комолекулярные парафины нормального строения (С29—С44)
практически без каких-либо структурных изменений. В то же вре-
мя основным препятствием получения дорожных битумов с высо-
кими эксплуатационными свойствами из парафинистых нефтей яв-
ляется наличие в гудроне твердых парафинов как высокомолеку-
лярных (природного происхождения), так и перешедших в жид-
кую фазу в процессе вакуумной перегонки. Для снижения содер-
жания высокомолекулярных парафинов в гудроне предлагается
специальная технология вакуумной перегонки мазута по схеме,
изображенной на рис. Ш-34 [78]. Предварительно нагретый мазут
подается в один из змеевиков трубчатой печи и нагревается в нем
до 400—440 °C. Затем он поступает в адиабатический реактор, в
котором выдерживается в течение 10 мин. После реакций прев-
ращения смесь поступает в атмосферную колонну, с верха кото-
рой отбирают бензиновые и соляровые фракции, содержащиеся до
10% в мазуте. Выходящий с низа колонны стабилизированный
мазут проходит через второй змеевик печи и далее подвергается
перегонке в вакуумной колонне.
В результате термических превращений по разработанной схе-
ме снижается выход тяжелых парафиновых масел и гудрона за
счет удаления из них части риформированных твердых углеводо-
родов, что подтверждается следующими данными:
Без термической
обработки
Выход на мазут, % (масс.)
газа...................................... —
бензиновой фракции (до 200 °C) —
соляровой фракции (200—280°C) 2,3
парафинового дистиллята (280—
450 °C) 50,7
тяжелого парафинового масла 21,0
гудрона...................... 26,0
Содержание парафинов в парафино-
вом дистилляте, % (масс.) . . . 22,5
Температура плавления выделенного
парафина, °C..................... 50,5
Увеличение доли отбора парафина, % —
После термичес-
кой обработки
1,0
1,2
7,0
53,0
15,0
22,8
26,5
50,5
117,7
13
195
Содержание твердых высокомолекулярных углеводородов в гуд-
роне, полученном по старой и новой технологии, составляет:
Выход на нефть, % (масс.)
Твердые углеводороды
содержание, % (масс.)
температура плавления, °C
молекулярная масса .
Гудрон из Гудрон после удале-
мазута ння твердых углево-
дородов
12,8 11,4
23,6 15,2
61 45
760 710
Битумы, полученные при окислении гудрона в соответствие с
предлагаемой технологией, отвечают требованиям ГОСТ 1195—66
(табл. Ш.6). Таким образом, перегонка мазута по предлагаемой
технологии улучшает качество гудрона для производства дорож-
ных битумов и увеличивает выработку парафинового дистиллята
как сырья для производства твердых парафинов.
Таблица 1П.6. Качество битума, полученного из гудронов,
выработанных по обычной и новой технологии
Показатели БНД-60/90 (ГОСТ 1195—66) Битумы из гудронов, полученных по
обычной технологии НОВОЙ технологии
Глубина проникания иглы, мм
при 25 °C 61—90 61—65 81
при 0°С >20 8—10 20,5
Растяжимость при 25 °C, см Температура, °C 50 20—30 52
размягчения >—48 46—48 48
хрупкости >—15 —13 —15
3.6. Конденсационно-вакуумные системы установок
первичной перегонки нефти
Заданное остаточное давление в вакуумной колонне обеспечи-
вается конденсацией паров, уходящих с верха колонны, и зжекти-
рованием неконденсирующихся газов и низкокипящих фракций.
При перегонке мазута с верха вакуумной колонны уходят пары ва-
куумного газойля вместе с водяным паром и инертными газами.
К последним относятся: газы разложения или термического распа-
да сырья (легкие углеводороды, СО2, H2S и др.) и воздух, прони-
кающий через неплотности аппаратуры, выделяющийся в конден-
саторах из охлаждающей воды и поступающий в растворенном
виде вместе с сырьем и водяным паром.
Конденсационно-вакуумные системы состоят из двух ступеней
конденсации и системы вакуумных насосов. Двухступенчатую кон-
денсацию паров применяют для снижения потерь углеводородов
196
вследствие интенсивного образования «тумана» и для раздельной
конденсации нефтяных и водяных паров. В качестве первой ступе-
ни конденсации наиболее часто используют тарелки циркуляцион-
ного орошения в верху колонны, реже — конденсатор острого оро-
шения; в качестве второй ступени применяют конденсаторы сме-
шения (барометрического типа) и поверхностные конденсаторы.
Вакуумный насос эвакуирует несконденсированные пары и инерт-
ные газы после конденсаторов.
В качестве вакуумных насосов в нефтепереработке применяют
в основном струйные насосы — одно-, двух- и трехступенчатые
эжекторы — на водяном паре с промежуточной его конденсацией.
На рис. Ш-35 показаны принципиальные схемы конденсацион-
но-вакуумных систем, применяемые в нефтепереработке при пере-
гонке мазута в соответствии с принятой в работе [79] классифи-
кацией, а также основные потоки и давление в линиях и аппара-
тах конденсационно-вакуумной системы.
В основу классификации положен принцип построения схем
ступеней вакуумной конденсации (системы конденсации — системы
эжекторов). Изучение большого числа вакуумных колонн дейст-
вующих установок АВТ показало, что в промышленности исполь-
зуют в основном пять типов конденсационно-вакуумных систем.
Приведенные на рисунке схемы различаются как по числу, так
и по оформлению ступеней вакуумной конденсации. По принятой
классификации первая ступень конденсации соответствует верхне-
му циркуляционному орошению (ВЦО) вакуумной колонны; вто-
рая— конденсаторам поверхностного типа, сочетающим теплооб-
менники для регенерации тепла парогазового потока и водяные
или воздушные конденсаторы; третья — конденсаторам смешения
в конденсаторах барометрического типа водой или одним из про-
дуктов этой же колонны и, наконец, четвертая ступень — конден-
сации парогазового потока между ступенями эжекторов.
Приведенные схемы конденсационно-вакуумных систем разли-
чаются также связью с окружающей средой. Так, схема а пол-
ностью «открыта»: в ней воду и углеводородный конденсат сбра-
сывают в открытую систему. Промежуточное положение занимают
схемы би в, а схемы г и д полностью «закрыты».
Распространенность схем в промышленности различна. Из общего числа уста-
новок, по которым получены данные для классификации, 48% работают по схе-
ме а, 12% — по схеме б, 17% — по схеме в и д и 6% — по схеме г, т. е. 23% уста-
новок имеют полностью «закрытые» системы. Температура парового потока, поки-
дающего первую ступень конденсации, выше 100 °C, что свидетельствует о выносе
из колонны большого объема паров во вторую ступень. Очевидно, это и является
одной из основных причин повышенного давления на верху колонн, которое в
большинстве случаев составляет 107—120 гПа вместо 53—80 гПа по проекту.
Конденсационно-вакуумные системы различают также и по расходу охлаждаю-
щей воды и пара на эжекцию. В частности, расход воды для каждой из схем
меняется в пределах 1—5 м3/т, а расход пара на эжекцию — от 1 до 3% по от-
ношению к сырью колонны и являются соизмеримым расходу острого пара, под-
водимого в низ колонны.
Рассмотрим теперь работу конденсационно-вакуумной системы на примере
схемы а. Уходящие с верха колонны нефтяные пары конденсируются в колонне
197
Рис. П1-35. Классификация кондеисационио-вакуумиых систем вакуумных колонн:
а — с верхним циркуляционным орошением (ВЦО) и барометрическим конденсатором: б —
с ВЦО, поверхностными конденсаторами-холодильниками и конденсаторами смешения; в —
с острым орошением, с поверхностными конденсаторами-холодильниками н конденсаторами
смешения; г — с острым орошением и с поверхностными конденсаторами холодильниками;
д — с ВЦО и поверхностными конденсаторами-холодильниками; е — с предварительным
эжектором;
/ — ВЦО; II— поверхностные конденсаторы-холодильники; III — конденсаторы смешения;
IV — эжекторы с конденсаторами;
Vy—расход нефтяных паров; V-—расход инертного газа; Vp—расход водяного пара;
— расход иеконденсируемых паров; рj , ру— парциальные давления паров V^ и Vn со-
ответственно; ДР — перепад давления в поверхностном , конденсаторе н в трубопроводе.
с верхним циркуляционным орошением. Водяные пары вместе с инертными газа-
ми и с несконденсированными нефтяными парами, насыщающими газовую фазу
после тарелок циркуляционного орошения при температуре конденсации, посту-
пают в барометрический конденсатор, где конденсируется основная масса водя-
ных паров. Конденсат поступает в барометрический колодец, а несконденсиро-
ванные водяные пары вместе с инертными газами отсасываются эжектором, после
которого водяной пар конденсируется в конденсаторе поверхностного типа. Газы
разложения после второй или третьей ступеней эжектора отводятся в камеру сго-
рания трубчатой печи. При переработке сернистых и высокосернистых нефтей в
выходящих газах последней ступени эжектора концентрируется большое коли-
чество сероводорода (до 15—19%) и при отсутствии системы утилизации этих
газов они будут сильно загрязнять атмосферу.
198
Схемы с барометрическим конденсатором (схемы а, б и в)
наиболее распространены в промышленности, Они обеспечивают
достаточно глубокий вакуум за счет низкого сопротивления и вы-
сокой эффективности теплообмена ₽ барометрическом конденсато-
ре смешения. В то же время при непосредственном смешении неф-
тепродуктов и охлаждающей воды последняя загрязняется серо-
водородом и в результате многократного перемешивания создается
довольно стойкая эмульсия, затрудняющая очистку воды и за-
грязняющая водный бассейн. Устройство оборотной системы водо-
снабжения в барометрическом конденсаторе уменьшает загрязне-
ние водоемов, однако при этом повышается температура охлаж-
дающей воды и затрачивается немало средств на сооружение от-
дельной системы водоснабжения.
В схеме по рис. Ш-35, в предусматривается минимальное сме-
шение нефтепродуктов с водой, и поэтому она в настоящее время
широко внедряется в промышленности. Однако поверхностные кон-
денсаторы имеют большую разность температур охлаждающей во-
ды и водяного конденсата, нежели конденсаторы смешения. В свя-
зи с этим для достижения одинакового абсолютного давления в
системе с конденсаторами поверхностного типа требуется охлаж-
дающая вода с более низкой температурой или больший ее расход.
В вакуумсоздающих системах с поверхностными конденсатора-
ми в качестве хладоагента вместо воды может быть использова-
на сырая нефть; при температуре нефти 6—7°C обеспечиваются
достаточно высокие коэффициенты теплопередачи—47 Вт/ (м2- К) —
и низкое остаточное давление в верху колонны — 53—67 гПа [80].
В схеме по рис. Ш-35, а с острым орошением в верху колонны
наблюдаются большие потери легких фракций дизельного топли-
ва из-за интенсивного образования тонкой эмульсии в виде мас-
ляного «тумана», поэтому она применяется редко.
Схема по рис. Ш-35, е с предварительным эжектором применя-
ется для дополнительного понижения давления в колонне -и созда-
ния глубокого вакуума (порядка 6,7—13,3 гПа). Поскольку через
предварительный эжектор проходит весь объем паров из колонны,
размеры его достаточно велики и значителен расход водяного па-
ра на эжекцию, поэтому такие схемы применяют редко.
Прн вакуумной перегонке тяжелых остатков высокопарафинис-
тых нефтей, когда верхний погон является парафиновым дистил-
лятом с температурой застывания 38—43°C, возможно отложение
парафина на трубках конденсатора. Во избежание этого предлага-
ется впрыскивать в трубу до конденсатора фракцию дизельного
топлива 200—250 °C в качестве депрессирующего компонента в
количестве 40—60% общего расхода нефтепродуктов до конденса-
тора. Легкие фракции приводят к выпадению парафинов в трубе
до конденсатора, откуда их удаляют механически [81].
В системах, приведенных на рис. Ш.35, а—д, глубина вакуума
в колонне определяется условиями конденсации водяного пара в
конденсаторах или условиями конденсации нефтяных паров в этих
199
же конденсаторах при перегонке без водяного пара, а достигну-
тая глубина вакуума поддерживается системой эжекторов. Следо-
вательно, глубина вакуума зависит в первую очередь от темпе-
ратуры хладоагента в конденсаторе. Очевидно, для вакуумной пе-
регонки мазута с водяным паром остаточное давление в колонне
не может быть меньше давления насыщенных паров воды при за-
данной температуре охлаждения в конденсаторе. Поэтому летом
вакуум падает, а зимой повышается. Давления насыщенных паров
воды приведены ниже:
Температура воды,
"С............. 10 15 20 25 30 35 40 45 50
Давление насыщен-
ных паров воды,
гПа ..... . 1,23 17,1 23,4 32,2 42,5 56,3 74 96 124
Практически давление в вакуумной колонне больше указанных
цифр на величину потерь напора парового потока в трубопроводе
и конденсаторе (рис. III-36).
При использовании предварительного эжектора остаточное дав-
ление в системе зависит не только от температуры охлаждающей
воды в конденсаторе, но и от перепада давления, создаваемого
предварительным эжектором. Обычно давление в верху вакуумных
колонн с предварительным эжектором значительно меньше давле-
ния насыщенных паров воды, так как предварительный эжектор
создает вакуум до себя и повышенное давление после себя. На-
пример, в вакуумной колонне производительностью по мазуту
3 млн. т в год, оснащенном предварительным эжектором диамет-
ром 1,5 м ('в горловине) и длиной 12 м и последующими трехсту-
пенчатыми эжекторами, создавалось остаточное давление вверху
6,7 гПа при температуре охлаждающей воды 30°С [52].
Расход инертных газов зависит от многих факторов и главным
образом от вида сырья и температурного режима процесса. Объем
несконденсиров энных легких углеводородов меняется в пределах
0,005—0,42% (масс.) на мазут, а инертных газов —0,001—0,14%
(масс.), при этом доля воздуха в инертных газах достигает 70—
90% (об.). В первом приближении объем легких углеводородов,
уходящих с верха колонны, рекомендуется принимать равным
0,33% (масс.) на мазут или 3,1 кг/м3 газа при температуре сырья
Рис. Ш-36. Зависимость остаточного давле-
ния (Р) в верху вакуумной колонны от тем-
пературы охлаждающей воды:
1 — теоретические данные; 2 — данные с учетом
гидравлического сопротивления трубопроводов;
3 — остаточное давление в верху колонны с кон-
денсатором; 4 — то же с теплообменником и кон-
денсатором.
200
Таблица III.7. Состав и выход газов разложения
и низкокипящих углеводородов, уходящих с верха вакуумной колонны
на установке АВТ, и условия газоразложения
Показатели Сернистые нефти Высокосериистая арланская нефть
смесь ромашкин- ской и ухтинской нефтей туйма- зинская девонская западно- сибир- ская
Состав газа, % (об.) СО2 1,61 3,43 3,27
н2 — — — 0,25 0,28 0,10
H2S 10,79 8,45 15,67 6,97 26,60 36,71
СН4 7,73 10,74 18,63 16,85 13,19 9,40
2С2 17,74 12,14 14,33 14,30 14,78 7,88
2С3 21,22 23,30 22,12 21,49 17,64 11,07
2С4Н8 9,57 8,02 5,41 8,80 6,16 6,44
2С4Н1о 12,94 14,83 9,67 14,06 8,68 7,36
SC6HI0 8,59 6,65 4,44 5,18 3,36 6,34
2С5Н12 9,20 10,60 6,03 10,38 4,34 9,00
2Св и выше 2,22 5,48 3,70 0,11 1,64 2,43
Молекулярная масса 39,2 39,0 32,7 44,1 31,0 34,6
Выход газов разложения 0,0525 0,4530 0,1115 0,0210 0,0337 0,1546
(не менее), % (масс.) в том числе H2S 0,0057 0,0385 0,0174 0,0014 0,0083 0,0556
Температура мазута на 407 425 410 425 390 410
выходе из печи °C Время пребывания мазу- — — — 388,0 130 120
та в змеевике печи, с Характеристика мазута 0,9480 0,9500 0,9535 0,9839 0,9846
содержание серы, % 2,01 1,65 — 2,36 4,15 4,04
482 °C, с уменьшением на 50% расхода газов на каждые 14 °C
снижения температуры сырья. Общий расход инертных газов ме-
няется в пределах 59—196 кг на 1000 м3 сырья, в том числе подсос
воздуха — 23, 6 кг на 1000 м3 [82].
Состав и выход газов разложения зависит от температуры на-
грева мазута, времени пребывания мазута в печи, в трансферном
трубопроводе и в низу колонны и от природы мазута (содержания
в нем термически нестойких смолисто-асфальтеновых веществ и
сернистых соединений). Для сернистых нефтей газы разложения
состоят в основном из газообразных, низкокипящих углеводоро-
дов и сероводорода. В табл. I1I.7 приведены выборочные данные
по составу и выходу газов разложения, полученных на одной из
промышленных установок АВТ при нагреве сернистых нефтей в
пределах температур 400—425 °C и высокосернистых в пределах
290—410 °C [83].
Как видно из таблицы, углеводородный состав газов разложения мазутов
сернистых и высокосернистых нефтей различается незначительно, а выход газов
разложения мазутов сернистых нефтей возрастает от 0,05% при 410 “С до 0,45%
при 425 °C. Для арланской нефти выход газа разложения примерно такой же, как
и для сернистых нефтей при температуре до 400 °C; с повышением же темпера-
201
туры до 410 °C выход газов разложения увеличивается в 1,5 раза. Для мазута
западно-сибирской нефти выход газов разложения ниже, что указывает иа высо-
кую термическую стабильность его по сравнению с другими сернистыми мазу-
тами.
При подаче 0,18% (масс.) на мазут водяного пара в змеевик
печи сокращается в два раза время пребывания мазута в печи
и в два раза уменьшается выход гавов разложения. В случае при-
менения в вакуумсоздающих системах конденсаторов смешения
примерно 30—40% сероводорода и низкокипящих углеводородов
растворяются в охлажденной воде и не доходят до последнего
эжектора. В то же время при использовании конденсаторов по-
верхностного типа в выбросных газах эжекторов остаются бензи-
новые фракции, выход которых на мазут примерно равен выходу
газов разложения и образовавшегося при разложения мазута се-
роводорода.
В конденсаторах вакуумсоздающих систем при 30°C не удает-
ся полностью сконденсировать газовую фазу и на 1 кг водяного па-
ра в эжектор поступает от 0,05 до 0,66 кг углеводородов, глав-
ным образом фракции выше 350°C (до 4,2—5% на мазут). Чем
легче по фракционному составу газойлевые фракции, тем значи-
тельнее их потери с водяным паром, достигающие 2—3 кг/кг во-
дяного пара для фракций со средней температурой кипения 200—
220°C [81] (рис. Ш-37). Из приведенных данных видно, что сни-
жение расхода водяного пара в колонне приводит также к сокра-
щению потерь газойлевых фракций в вакуумсоздающих системах.
Оборудование конденсационио-вакуумиых систем и условия надежной его
работы. Барометрический конденсатор смешения представляет собой вертикаль-
ный цилиндрический аппарат с каскадными ситчатыми тарелками. В низ аппара-
та поступают пары из вакуумной колонны, иа верх конденсатора подается охлаж-
дающая вода. Сконденсированные нефтяные пары и вода через барометрическую
трубу сливаются в колодец. Для возможности отвода воды из системы баромет-
рический конденсатор рассчитывают на высоту не ниже 10 м. Неконденсируемые
газы с верха конденсатора отсасываются эжектором.
Поверхностные конденсаторы вакуумсоздающих систем должны создавать
сопротивление парогазовому потоку не более 2,33—4 гПа, иметь высокий коэффи-
циент теплопередачи и обеспечивать сепарацию жидкости и удаление нескондеи-
сированных газов.
Надежная работа вакуумсоздающих систем обеспечивается при замене водя-
ных поверхностных конденсаторов на аппараты воздушного охлаждения (АВО)
Рис. Ш-37. Зависимость относительных потерь га-
зойлевых фракций в конденсационно-вакуумных
системах при перегонке мазута Урф/Z от средней
температуры кипения фракции.
202
Рис. Ш-38. Конденсационно-вакуум-
ные системы с АВО и вертикальны-
ми межступенчатыми теплообменни-
ками:
1 — колонна; 2 — газосепаратор; 3 — верти-
кальный межступенчатый теплообменник-
конденсатор;
/ — фракция дизельного топлива; II — во-
дяной пар: /// — вода оборотная; /И — не-
конденснрусмые газы в печь; V—горячая
вода; VI — нефтепродукт в линию дизель-
ного топлива илн на сырьевой насос; VII —
вода в канализацию.
с вертикальными межступенчатыми конденсаторами водяного пара (рис. Ш-38)
[84]. Для обеспечения глубокого вакуума в колонне подводящий коллектор к АВО
выполняется достаточно большого диаметра, исходя из скорости паров в нем 20—
30 м/с; свободное сечение вертикального конденсатора и все диаметры трубопро-
водов должны строго соответствовать расчетным; трубы из сепаратора и кон-
денсатора должны быть выполнены с максимальным уклоном и не доходить до
дна нижней емкости на 200 мм; АВО должен быть максимально приближен к
колонне. Для предотвращения замерзания конденсата секции АВО устанавлива-
ют наклонно; разность отметок между передними и задними крышками 200 мм.
Ввод и вывод продукта производится через патрубки овальной формы размером
200X500 мм. Температура уходящей из АВО воды регулируется с помощью жа-
люзи и подачей химически очищенной воды в диффузоры. Выполненная подоб-
ным образом система обеспечивает остаточное давление в верху вакуумной ко-
лонны 26 гПа при температуре охлаждающей воды 30 °C.
Для поддержания сравнительно неглубокого вакуума (до 100—130 гПа) при-
меняют одноступенчатые эжекторы; если же в системе требуется поддерживать
более глубокий вакуум, применяют многоступенчатые эжекторные агрегаты, снаб-
женные промежуточными конденсаторами, в которых охлаждается и конденсиру-
ется промежуточный водяной пар. В нефтепереработке обычно применяют двух-
и трехступенчатые эжекторные системы.
Основные размеры эжектора (рис. III-39) зависят от диаметра всасывающего
патрубка Di [85]:
Lj = 2,5 (D^l, D2 = 3/4 (DJ L2 = 9DX
Вакуумсоздающие системы с паровыми эжекторами обладают целым рядом
принципиальных недостатков (о которых было сказано выше), а паровые эжек-
Рис. Ш-39. Схема парового эжектора:
/ — водяной пар (активный газ); // — подсасываемый газ (неконденсируемый газ с водяным
паром).
203
торы имеют крайне низкий коэффициент полезного действия. В связи с этим це-
лесообразно рассматривать возможность замены паровых эжекторов на механи-
ческие вакуумные насосы, применение которых, несмотря на более высокую стои-
мость электроэнергии, может в целом оказаться значительно выгоднее не только
за счет уменьшения энергии на создание вакуума, но и возможности дополнитель-
ной утилизации паров верхнего продукта и исключения загрязнении сточных вод
из барометрических конденсаторов смешения.
ЛИТЕРАТУРА
1. Hydrocard. Processing, 1970, v. 49, № 9, р. 266; Petr. Ref., 1958, v. 37, № 10,
p. 105—108.
2. Watkins R. N. Petroleum Refinery Distillation. Houston, Gulf Publ. Co., 1973,
162 P-
3. Креймер M. Л. и dp. — В кн.: Тезисы докладов Всесоюзного совещания по тео-
рии и практике ректификации нефтяных смесей. Уфа, БашНИИ НП, 1975,
с. 191—194.
4. Пат. 3819511, 1974 (США).
5. Пат. 4087354, 1978 (США).
6. Пат. 4082653, 1978 (США).
7. Пат. 3886062, 1974 (США).
8. Мановян А. К- и др. — В кн.: Тезисы докладов Всесоюзного совещания по тео-
рии и практике ректификации нефтяных смесей. Уфа, 1975, с. 243—246.
9. Марушкин Б. К- Докт. дис. Уфа, УфНИ, 1976.
10. Заявка ФРГ 2359958 (1975).
11. Лозин В. В. и др. —Труды ГрозНИИ, 1978, вып. 22, с. 39—44.
12. Пат. 2149058, 1939, 2736688, 1956 (США).
13. Кондратьев А. А., Теляшев Г. Г., Загидуллин Р. М. — Технология нефти и га-
за. Сборник УфНИ, Уфа, 1971, вып. 2, с. 154—156; Кондратьев А. А. — Химця
и технология топлив и масел, 1973, № 11, с. 34—37.
14. Мановян А. К. Докт. дис. МИНХиГП им. И. М. Губкина, М., 1976.
15. Чередниченко Г. И., Теляшев Г. Г., Гумеров 3. 3. —Химия и технология топ-
лив и масел, 1960, № 6, с. 24—28.
16. Пат. 3303127, 1967 (США).
17. Пат. 3314879, 1967; 3412016, 1968 (США).
18. Пикалов Г. И. и др. — Химия и технология топлив и масел, 1976, № 2, с. 5—
8; Пикалов Г. И. — Нефтянаи и газовая промышленность, 1976, №4 (88),
19. Рябых П. М. Труды ВЗПИ, 1972, вып. 77, с. 179—184.
20. Варфоломеев Д. Ф. и др. — Нефтепереработка и нефтехимия, М., ЦНИИТЭнеф-
техим, 1973, № 9, с. 1—2.
21. Кондратьев А. А. и др. — Химия и технология топлив и масел, 1976, № 1,
с. 10—13.
22. Креймер М. Л. и др. — В кн.: Тезисы докладов Всесоюзного совещания по тео-
рии и практике ректификации нефтяных смесей, Уфа, 1975, с. 235—238.
23. Вижгородский Б. Н. — Нефтепереработка и нефтехимия, М., ЦНИИТЭнефте-
хим, 1979, N° 5, с. 5—7.
24. Мановян А. К, Лозин В. В., Сучков Б. А. — В кн.: Тезисы докладов Всесоюз-
ного совещания по теории и практике ректификации нефтяных смесей, Уфа,
БашНИИ НП, 1975, с. 259—262.
25. Франгулян А. М. — Химия и технология топлив и масел, 1964, № 11, с. 15—
16.
26. Хаджиев С. И. и др. — Нефтяник, 1973, № 12, с. 20—21.
27. Пат. 3567628, 1971 (США).
28. Пат. 4087354, 1978 (США).
29. Пат. 3617536, 1971 (США).
30. Пат. 2327534, 1943 (США).
31. Revue de L’association francaiese des techn. du petrole, 1975, № 233, p. 49—
56; № 234, p. 37—42.
204
32. Корж А. Ф. — Нефтепереработка и нефтехимии, М.., ЦНИИТЭнефтехим, 1975,
№ 7, с. 2—4.
33. Пат. 2160256, 1939 (США).
34. Пат. 2071429, 1937 (США).
35. Пат. 2053670, 1936; 2149943, 1939 (США).
36. Пат. 2073446, 1937; 3310487,3301778, 1967 (США).
37. Пат. 2897147, 1959 (США).
38. Пат. 3210271, 1965 (США).
39. Пат. 2148647, 1939 (США).
40. А. с. 438675 (СССР).
41. Пат. 3585124, 1971 (США).
42. Пат. 3308060, 1967 (США).
43. Махмутов Д. Н. и др. — Нефтепереработка и нефтехимия, М., ЦНИИТЭнефте-
хим, 1976, № 10, с. 1—3.
44. Bozemen Н. С: — Oil and Gas J., 1964, v. 62, № 6, p. 90—94.
45. Мановян А. К. и др. — Химия и технологии топлив и масел, 1975, № 3, с. 26—
30.
46. Donaldson R. Е., Murphy J. R., McBride W. R. — Petr Ref., 1963, v. 42, № 5,
p. 152—153; Bardone E., Mori P., Ferroni E. — Hydrocarbon Processing, 1973,
v. 52, № 12, p. 71—72.
47. Petr. Ref., 1960, v. 39, № 9, p. 175—284.
48. Hoekstra G. B. e. a. — Oil and Gas J., 1960, v. 58, № 1, p. 70—72.
49. Креймер M. Л. и dp. —Труды БашНИИ НП, 1975, вып. 14, с. 55—59.
50. Креймер М. Л. и др. — Эксплуатация, модернизация и ремонт оборудования.
М., ЦНИИТЭнефтемаш, 1969, № 3, с. 1—3.
51. Александров И. А. Ректификационные и абсорбционные аппараты, Изд. 3-е,
М., Химия, 1978, 280 с.
52. Казьмин Г. И. и др. Нефтеперерабатывающие заводы США. М., Гостоптехиз-
дат, 1962, 333 с.
53. Худайдатова Л. Б. и др.—Труды БашНИИ НП, 1975, вып. 14, с. 60—69.
54. Eastham J. Е. — Chem. Eng. Progr., 1978, V. 74, № 4, р. 61—65.
55. Креймер М. Л. и др. — Нефтепереработка и нефтехимия. М., ЦНИИТЭнефте-
хим, 1975, № 6, с. 4—7.
56. Шарапов В. И., Семенидо Е. Г., Щеголев Н. В. — Химия и технология топлив
и масел, 1961, № 9, с. 32—36.
57. Вознесенская И. А. и др. — Химии и технология топлив и масел, 1976, № 7,
с. 10—12.
58. Мановян А. К и др. — Химия и технология топлив и масел, 1975, № 7, с. 34—
37.
59. Марушкин Б. К, Беликова И. А.—В кн.: Технология нефти и газа. Вопросы
фракционирования. Сборник УфНИ, Уфа, 1975, вып. 3, с. 363—371.
60. Пат. 3929626, 1975 (США).
61. Wharton G. W., Hardin Е. Р. — Petr. Ref., 1958, v. 37, К» 10, р. 105; Oil and
Gas J., 1964, v. 62, № 6, p. 99; Одинцов О. К Канд. дис. МИНХиГП им.
И. М. Губкина, М., 1968.
62. Jarman Н. G. — Petroleum, 1961, v. 24, Xs 3, р. 60.
63. Petr. Ref., 1958, v. 37, № 10, p. 105.
64. Мановян А. К. и dp. — Химия и технология топлив и масел, 1975, № 7, с. 34—
37.
65. Франгулян А. М. — Химия и технология топлив и масел, 1964, № 11, с. 53—
55
66. Одинцов О. К- — Нефтяник, 1975, № 2, с. 12—13.
67. Славинский Д. М., Кацнельсон М. М. — Химия и технология топлив и масел,
1961, № 7, с. 7—12.
68. Марушкин Б. К, Беликова И. А. — В кн.: Тезисы докладов Всесоюзного сове-
щания по теории и практике ректификации нефтяных смесей. Уфа, БашНИИ
НП, 1975, с. 251—254; А. с. 450828 (СССР).
69. Креймер М. Л. и др. —Труды БашНИИ НП, 1975, вып. 14, с. 80—91.
70. Пат. 3844898, 1973 (США).
71. Oil and Gas J., 1971, v. 69, Xs 19, p. 71—31.
209
72. Gawel J., Rutkowski M. — Chem. Stosow., 1978, v. 22, № 3—4, p. 427—436.
73. Hainback J. J., Rubero P. A.— Oil and Gas J., 1978, v. 76, № 12, p. 72—
83. F
74. Худайдатова Л. Б., Александров И. А., Бендерская P. A. — В кн. Тезисы док-
ладов Всесоюзного совещания по теории и практике ректификации нефтяных
смесей, Уфа, 1975, с. 247—250.
75. Пат. 2897146, 1959 (США).
76. Пат. 2140342, 1938 (США).
77. А. с. 517620 (СССР).
78. Рудакова Я. Я. и др. —^Нефтепереработка и нефтехимия. М., ЦНИИТЭнефте-
79. Мановян А. К. и др. — Труды ГрозНИИ, 1978, вып. 22, с. 88—93.
80. Загидуллин Р. М. и др. — Нефтепереработка и нефтехимии, М., ЦНИИТЭнеф-
техим, 1976, Ks 7, с. 11—12.
81. Мановян А. К-. Хачатурова Д. А., Галеева 3. X. — В кн. Тезисы докладов Все-
союзного совещания по теории и практике ректификации нефтяных смесей,
Уфа, БашНИИ НП, 1975, с. 227—230.
82. Nelson W. L. Petroleum Refinery Engineering. 4-th ed, N. Y„ McGraw-Hill Book
Co., Inc., 1958, 960 p.
83. Креймер M. Л. и dp.— Труды БашНИИ НП, 1975, вып. 14, с. 92—100.
84. Коротков П. И,, Исаев Б. Н. — Нефтепереработка и нефтехимия, М.,
ЦНИИТЭнефтехим, 1975, № 2, с. 6—9.
85. Evans F. J. Equipment Design Handbook for Refineries and Chemical Plants.
Houston, Gulf Publ. Co., 1971, v. 1, 176 p.
ГЛАВА IV
СИНТЕЗ И АНАЛИЗ ТЕХНОЛОГИЧЕСКИХ СХЕМ
ПЕРЕГОНКИ И РЕКТИФИКАЦИИ НЕФТЯНЫХ ФРАКЦИЙ
1. ВТОРИЧНАЯ ПЕРЕГОНКА ТОПЛИВНЫХ ФРАКЦИЙ
1.1. Назначение вторичной перегонки
бензиновых фракций
Широкие фракции прямогонных бензинов (н.к.— 180°С) под-
вергают вторичной перегонке на блоках установок АТ и АВТ или
на специальных установках вторичной перегонки с получением
широкой утяжеленной или узких бензиновых фракций, используе-
мых в качестве сырья каталитического риформинга. В зависимости
от состава нефти, ассортимента нефтепродуктов и принятой поточ-
ной схемы переработки нефти на блоках и установках вторичной
перегонки бензинов получают следующие фракции:
Фракции
н.к, —62 °C
62—85 °C
62—105 (62—120) °C
85—105 (85-120) °C
85—180 °C
105—140 (120—140) °C
105-180 °C
140—180 °C
Условное название фракции или целевое ее наз-
начение
Компонент бензина
Бензольная
Бензольно-толуольиая
суммарных ароматических углеводородов
(бензола, толуола и ксилолов)
Толуольная
Утяжеленный бензин
Ксилольиая
Широкая фракция утяжеленного бензина
Компонент бензина или керосина
Бензольная, толуольная и ксилольная фракции используют в
качестве сырья установок каталитического риформинга с получе-
нием индивидуальных ароматических углеводородов. Целевыми
продуктами перегонки в этом случае являются бензольная фрак-
ция 62—105 °C и ксилольная фракция 105—140 °C. Часто бензоль-
ную фракцию получают смешением фракций 62—85 и 85—105 °C.
Узкий фракционный состав бензольной и ксилольной фракций
объясняется необходимостью иметь в сырье установок каталити-
ческого риформинга максимальное содержание соответственно бен-
золо- и ксилолобразующих углеводородов. В табл. VI.1 приведены
допустимые содержания примесей в узких бензиновых фракциях,
показывающие необходимость обеспечения достаточно высокой
четкости ректификации.
Широкие фракции утяжеленных бензинов используют как
сырье установок каталитического риформинга с получением высо-
кооктановых компонентов автобензинов. Вторичная перегонка бен-
207
Таблица IV.l. Требования к чистоте узких бензиновых фракций
как к сырью каталитического риформинга [1]
Фракции Содержание фракции по ИТК. % (масс.)
и. к,— 62 °C 62—85 °C 85—105 °C 105—140 °C
62—85 °C (для установки 35-8/300Б) <8 85 7
62—105 °C (то же) <6 38 56 -—
62—105 °C (для установки 35-6/ДЭГ) <10 >38 <10
105-—140°С (для установки 35-11-300) — — — >85
зина на узкие фракции используется также для получения раство-
рителей. Например, из бензиновой фракции н. к. — НО °C выделя-
ется узкая фракция растворителя 84—92°C (по ГОСТ 2177—66).
1.2. Технологические схемы вторичной перегонки
бензиновых фракций
Для вторичной перегонки широких бензиновых фракций на не-
сколько узких фракций используют различные технологические
схемы [2]: одно-, двух- и трехколенные, причем все схемы прямого
потока с отбором в каждой колонне целевых фракций в виде дис-
тиллятного продукта (рис. IV-1). Опыт промышленной эксплуа-
тации установок по этим схемам показал, что одно- и двухколон-
ные схемы не обеспечивают требуемой четкости ректификации и
отбора от потенциала целевых фракций.
Работа установок вторичной перегонки бензинов была сущест-
венно улучшена за счет предварительной стабилизации бензинов.
В широкой бензиновой фракции, поступающей на перегонку, мо-
Рис. IV-1. Технологические схемы установок вторичной перегонки бензиновых
фракций:
а — одноколонные; б — двухколонные; в — трехколонные;
I — сырье; II — фракция н. к. — 62 °C; III — фракция 62—85 °C; IV — фракция 85—105 ®С;
V — фракция 105—140 °C; VI — фракция 140—180 °C; VII — фракция 85—130 *С.
208
Рис. IV-2. Схема установки вторичной
перегонки широкой бензиновой фракции
после реконструкции:
1 — стабилизатор; 2—4 — ректификационные
колонны;
I — сырье; II — газ; III — фракция и. к. —
62°С; /V —фракция 62—85 °C; V — фракция
85-405 °C; V/— фракция 105—180 °C.
жет содержаться до 3% легких углеводородов, которые при после-
дующем выделении узких фракций концентрируются в головном
погоне первой колонны, где содержание их может достигнуть 8—
10% (об.). В связи с этим затрудняются условия полного выделе-
ния легких фракций, и удовлетворительная работа установок вто-
ричной перегонки бензиновых фракций может быть достигнута
только при полной стабилизации исходного сырья. Содержание
бутановых фракций в стабильном бензине должно быть таким, что-
бы после смешения фракции н. к. —62 °C с базовым компонентом
товарного автобензина достигалась упругость паров, удовлетво-
ряющая требованиям ГОСТ. На реконструированной установке
вторичной перегонки бензинов предусматривается стабилизация
сырья и затем последовательное выделение узких фракций в виде
дистиллятных продуктов (рис. IV-2). В ректификационных колон-
нах принято по 60 тарелок, в стабилизаторое— 80. В колонне 2
установлены тарелки из S-образных элементов, в стабилизаторе —
колпачковые тарелки и в остальных колоннах — желобчатые.
Прямая схема ректификации, принятая в первоначальных схе-
мах, как правило, не является оптимальной для разделения пря-
могонных бензиновых фракций, содержащих немного легких угле-
водородов и примерно одинаковое количество всех остальных
фракций в сырье. В связи с этим для четкого выделения головной
фракции, а также и последующих фракций требуются повышен-
ные флегмовые и паровые числа и большие паровые и жидкостные
нагрузки в колоннах. Запроектированная аппаратура типовой ус-
тановки также не обеспечивает достаточно четкого выделения уз-
ких бензиновых фракций. Легкие углеводороды, попадая в колон-
ну 2, резко снижают четкость ректификации, в результате чего
фракция 62—105 °C загрязняется (до 8—10% масс.) фракцией
н. к. — 62 °C.
Для максимального извлечения бензольной фракции 62—85°C
предложена последовательно-параллельная схема разделения ши-
рокой бензиновой фракции (рис. IV-3, а) [3]. Схемой предусмат-
ривается отбор во второй колонне фракции н.к. — 85 °C, которая
в паровой и в жидкой фазах поступает на разделение в третью
колонну, где и происходит отделение от нее легкой фракции н. к.
14—1502
209
Рис. IV-3. Технологические схемы блоков стабилизации и вторичной перегонки
бензина установок АТ-6 (а) и АВТ-6 (б):
1 — стабилизатор; 2—4 — ректификационные колонны; 5 — отпарная секция;
/ — нестабильный бензин (фракция и. к.— 180 °C); II — фракция и. к. — 62 °C; III — фрак-
ция 62—85 °C; IV — фракция 85—105 °C; V — фракция 105-140 °C; V/— фракция 140—180 °C;
VII — сухой газ и сжиженный газ; VIII — фракция 62—105 °C.
—62 °C. При работе по такой схеме отбор во второй колонне со-
ставляет 24,6% (масс.) по сравнению с 10,6% (масс.) по схеме по-
следовательного выделения фракций. Проверка новой схемы на
одной из установок АВТ подтвердила ее высокую эффективность—
при одинаковом оборудовании на установках по разным схемам
концентрация целевых фракций во фракции 62—85 °C возросла
с 72 до 89%.
Схема последовательно-параллельного выделения фракций бы-
ла принята для блоков стабилизации и вторичной перегонки бен-
зинов укрупненных установок АТ-6 и АВТ-6 (рис. IV-3). Проект-
ные параметры технологического режима колонн установки АТ-6
приведены в табл. IV.2 [4].
В работе [1] выполнен синтез технологической схемы блока
вторичной перегонки бензина установки АВТ-6. Широкая бензи-
новая фракция имела следующий состав:
Компоненты или фракции, °C Состав, % (масс.) Компоненты или фракции, °C Состав, % (масс.)
изо-С4Н10 0,5 85—95 8,58
н-С4Н10 2,55 95—105 9,51
н. к.—30 2,90 105—120 10,37
30—40 4,89 120-140 17,41
40—62 6,09 ' 140—160 13,01
62—74 9,35-ф 160—к. к. 11,14
74—85 3,70
Таблица IV.2. Параметры технологического режима
ректификационных колонн блоков стабилизации
и вторичной перегонки бензинов установок АТ-6
Колонна Температура, °C Давление, МПа
верха низа сырья
К-1 65 190 170 1.2
К-2 62 92 — 0,15
к-з 90 150 — 0,12
К-4 102 175 —, 0,1
К-5 115 140 — 0,09
210
В качестве критерия оптимальности рассматривалась суммар-
ная тепловая нагрузка на дефлегматоры и кипятильники. В ре-
зультате сравнения различных схем установлено, что оптимальной
является схема последовательно-параллельного соединения и вы-
деления фракций (рис. IV-3,б). В колонне 2 принято смешанное
питание — 70% паровой и 30% жидкой фаз.
Основные расчетные показатели работы колонн блока вторич-
ной перегонки бензиновых фракций по схемам последовательного
и последовательно-параллельного выделения фракций приведены
ниже:
Последовательная схема Последовательно- параллельная схема
Число тарелок в колоннах 60 60
Тип тарелок в колоннах К-1 Желобчатые Клапанные
К-2 Желобчатые Клапанные
к-з S-образные S-образные
К-4 Желобчатые Клапанные
Фракция 62—85 °C содержание целевой фракции, % (масс.) 82,0 85,0
отбор от потенциала, % (масс.) 26,3 95,0
Фракция 105—140 °C содержание целевой фракции, % (масс.) 52,0 87,0
отбор от потенциала, % (масс.) 117,0 95,0
Кратность орошения в колоннах К-1 0,55 2,9
К-2 2,0 4,35
к-з 0,97 4,25
К-4 — 3,42
Как видно, последовательная схема обеспечивает невысокое ка-
чество и низкий отбор целевых фракций.
В работе [5] сообщаются результаты обследования блока вто-
ричной перегонки бензина установки АТ-6 по измененной схеме с
получением фракций: н. к. — 62°С; 62—105°С; 105—120°С; и
120° С —к. к.
На реконструированной установке перегонка стабильного бензина осущест-
вляется в двух колоннах: в первой колонне отбираются с дистиллятом фракция
н. к. — 105 °C, с боковым погоном фракция 105—120 °C и с остатком фракция
120 °C — к. к. Во второй колонне фракции н. к.— 105 °C делится на головную
фракцию н. к.—62 °C и на остаточную фракцию 62—105 °C. Сырье подается в
первую колонну двуми потоками: нижний поток в паровой фазе подается на
35 тарелку и верхний поток в жидкой фазе подается на 31 тарел-
ку. После реконструкции качество фракции 62—105 °C практически не из-
менилось, а качество фракции 120 °C — к. к. стало удовлетворять требованиям,
предъявляемым к узким бензиновым фракциим, как к сырью установки бензино-
вого риформинга «жесткого» режима. Балластная фракция 105—120 °C содержа-
ла до 45% фракции 65—85 °C и поэтому ее подвергали повторной переработке на
установке с целью более полного отбора от потенциала бензольной фракции.
14* 211
Рис. IV-4. Технологические схемы
атмосферного блока и блока вто-
ричной перегонки бензиновых
фракций установки ЛВТ-6;
1 — отбензинивающая колонна; 2 — ат-
мосферная колонна; 3 — отпарные сек-
ции; 4 — стабилизатор; 5—7— ректифи-
кационные колонны вторичной перегон-
ки бензина;
/ — обессоленная нефть; II — углево-
дородный газ, сжиженный газ; III —
фракция н. к. — 62 °C; IV — фракция
105—140 °C (85—105 °C); V — фракция
140—180 °C (105—140 °C); VI — фракция
62—105 °C (62—85 °C); VII — фракция
180—220 °C (140—220 °C); VIII — фрак-
ция 280—350 °C; IX — мазут.
(В скобках приведены обозначения ко-
лонн н потоки для новой схемы)
С целью повышения выхода и качества бензольной и ксилоль-
ной фракций, получаемых на блоках вторичной перегонки бензи-
нов установки АВТ-6, а также с целью повышения производитель-
ности установки до 8 млн. т нефти в год без реконструкции основ-
ных колонн, в работе [6] предлагается изменить схему блока вто-
ричной перегонки бензина следующим образом (рис. IV-4): с вер-
ха колонн 1 и 2 получать бензиновые фракции н.к.— 140°С вмес-
то широкой фракции н.к.— 180°С; фракцию 62—105°C получать
в результате смешения кубового продукта колонны 6 и дистилля-
та колонны 7; фракцию 105—140 °C выводить с низа колонны 7.
Отсутствие фракции 140—180°С в сырье блока вторичной перегон-
ки бензинов позволяет увеличить производительность установки
и улучшить условия разделения в колонне 5, значительно умень-
шив потери целевых фракций. Сравнительный баланс и качество
получаемых продуктов показаны в табл. IV.3.
В работе [7] приводятся результаты обследования блоков вто-
ричной перегонки бензина комбинированных установок АТ-6 и
АВТ-6 по схемам, изображенным на рис. IV-3.
Все колонны блока вторичной перегонки бензина по схеме рис. IV-3, а обору-
дованы решетчатыми провальными тарелками (в К-2, К-3 и К-4 по 60 и в К-5
14 тарелок), а по схеме б — клапанными прямоточными (в К-2 30 тарелок и
в остальных колоннах по 60). Обследование показало, что колонны с клапанными
Таблица IV.3. Сравнительная характеристика фракций
Наименование Состав по ИТК, % (масс.) Отбор от потенциала в нефти, % (масс.)
до 62 °C 62—105 °C 105-140 °C >140 °C
Фракция 62—105 °C по существующей скеме 9,3 67,0 29,7 96,0
по предлагаемой схеме 4,8 81,0 14,2 —. 95,8
Фракция 105—140 °C по существующей схеме 35,0 58,0 7,0 67,3
по предлагаемой схеме — 17,6 77,2 5,2 92,5
212
Таблица IV.4. Показатели работы колонн блока
вторичной перегонки бензина установки АВТ-6 по схеме б (рис. IV-3).
Показатели Колонны
2 3 4
Отбор дистиллята от нагрузки колонны, % (масс.) 48 31,2 42,1
Флегмовое число 1,28 3,24 1,21
Паровое число Фракционный состав (по ГОСТ 2177—66), *С верхнего продукта 1,72 2,60 1,24
ю% 60 32 168
50% 81 40 115
90% нижнего продукта 112 54 130
10% 125 86 150
50% 140 98 157
90% 162 129 168
Четкость ректификации Содержание целевых фракций по ИТК, % (масс.) + 13 +32 +20
в верхнем продукте 80 97 98,7
в нижнем продукте Нагрузка по пару, кг/(м2«ч) 16,6 5 18,7
в верху колонны 21000 8 300 11 100
в низу колонны 17 200 11 200 8 500
тарелками обеспечивают более высокие показатели: больший отбор и лучшую
четкость фракционирования. В табл. IV.4 приведены некоторые показатели рабо- ты колонн блока вторичной перегонки бензина установки АВТ-6.
Некоторые данные по четкости ректификации (пределы выки-
пания фракций, в °C) вторичной перегонки бензинов разных НПЗ
приведены ниже [2]:
Фракции, °C Ново-Горьковский НПЗ Ново-Полоцкий НПЗ Рязанский НПЗ
н. к.—62 28—66 23—52 25—65
62—85 62—76 65—96
85—105 70—98 70—97 81—105
105—140 116—177 99—132 114—169
140—180 — 123—178 —
Схема установки вторичной перегонки бензинов с получением
целевой фракции 62—140 °C как сырья установки каталитического
риформинга для производства суммы ароматических углеводоро-
дов показана на рис. IV-5. Схемой предусматривается предвари-
тельная депентанизация исходного бензина с дальнейшей перера-
боткой головной фракции на сухой и сжиженный газы и фракцию
н. к. — 62 °C во второй колонне и разделение депентанизированно-
го бензина на целевую фракцию и остаток в третьей колонне.
Предварительная депентанизация сырья позволяет создать наи-
более благоприятные условия для последующей переработки бен-
зина, при этом полнее извлекаются легкие фракции.
Для вторичной перегонки бензиновых фракций с получением
широкой фракции 85—180 °C как сырья установки каталитическо-
213
Рис. IV-5. Технологическая схема уста-
новки вторичной перегонки бензиновых
фракций с получением сырья для произ-
водства суммы ароматических углеводо-
родов на установках каталитического ри-
форминга:
1 — депентанизатор; 2, 3 — ректификационные
колонны;
/ — сырье; II — сухой н сжиженный газы;
III — фракция н. к. — 62 °C; IV — фракция
62—140 °C; V—фракция 140—180 °C.
го риформинга для производства компонента высокооктанового
бензина применяют в основном двухколонные схемы, отличающие-
ся способом соединения простых колонн (рис. IV-6). По одной из
этих схем (схема а) газ и головная фракция выделяются в рек-
тификационной колонне, а их разделение проводится в стабилиза-
торе; по другой схеме (схема б) весь бензин направляется снача-
ла на стабилизацию, а затем уже на разделение в ректификацион-
ную колонну.’
В работе [8] выполнен расчет разделения бензина по двум ука-
занным схемам. В качестве сырья был взят прямогонный бензин,
получаемый на установках при переработке нефти типа ромаш-
кинской следующего фракционного состава:
Компоненты или фракции, °C Выход по ИТК на фракцию и. к.— 180 °C, % (масс.)*
сн4 . . . . . 0,01
с2нв . 0,21
С3Нв . 1,44} (1,0)
«зо-С.(Н1() . . . 0,62
н-С4Н10 • . . 2,37
н. к. — 62 . , . . 16,27 (3,5)
* В скобках выход на нефть.
Компоненты нлн
фракции, °C
62— 85 ,
85—105 .
105—120 .
120—140 .
140-160 .
160—180
Выход по ИТК н а
фракцию и. к.—
180 °C, % (масс.)*
. 14,89 (3,2)
. 11,16 (2,4)
. 9,77 (2,1)
. 13,02 (2,8)
. 14,89 (3,2)
. 15,35 (3,3)
Загрязнение продуктов принято только соседними фракция-
ми: 85—105°C, н.к. — 62°С., н-бутаном и 62—85СС. Исходя из
требований к качеству сырья установок риформинга и АГФУ чис-
тота фракции 85—180°С принята равной 98% (масс.), а чистота
«головки» стабилизации — 95% (масс.). Для обеих схем был при-
нят режим полной конденсации углеводородов, что позволяет
максимально отбирать углеводороды С3—С4 в сжиженном виде
и тем самым расширять ресурсы сырья для установки АГФУ. Ре-
зультаты расчета сведены в табл. IV-5.
При одинаковой чистоте конечных продуктов разделения по
схеме б труднее обеспечить допустимую чистоту промежуточного
продукта — стабильной фракции н.к.— 180°С, выводимой с низа
стабилизатора, ввиду малого содержания в ней примесей. Поэто-
214
Таблица IV.5. Технологический режим и качество продуктов разделения
Показатели Схема а Схема б
колонна вторичной перегонки стабили- затор стабили- затор колонна вторичной перегонки
Флегмовое число 1,1 1,9 3,0 1,2
Кратность холодного орошения 0,8 1,5 2,5 0,9
Паровое число (под нижней тарелкой) 1,20 0,70 0,40 0,95
Число теоретических тарелок Температура, °C 17 15 17 13
на входе в колонну 130 120 170 127
верха колонны 96 71 71 91
низа колонны 175 160 190 162
ввода «горячей струи» Давление, МПа 195 171 235 182
верха колонны 0,34 1,12 1,12 0,24
низа колонны 0,38 1,15 1,15 0,28
Доля отгона на входе в колонну, % (масс.) 24,0 0 0 25,8
Расход «горячей» струи, % на загрузку Затраты тепла, МВт 62 64 28,6 57
вводимого с сырьем 8,1 2,2 8,8 7,7
снимаемого в конденсаторах 6,4 1,1 1,5 5,9
«горячей» струи Содержание низкокипящего компонента, %, (масс.) 4,6 1,6 2,4 4,0
примеси в сырье колонны 35,8 13 4,6 32,7
» в дистилляте 3,6 5,0 5,0 4,9
» в остатке 2,00 4,90 0,24 2,0
му стабилизатор работает с более высоким флегмовым числом, что
требует большего расхода тепла, вносимого «горячей» струей,
большей нагрузки на конденсатор-холодильник и большего числа
теоретических тарелок. Гидравлические расчеты колонны показа-
ли, что по нагрузкам ректификационные колонны находятся при-
Рис. IV-6. Схема стабилизации и вторичной перегонки бензина на широкие фрак-
ции:
а — схема прямого потока; б — схема обратного потока;
/ — ректификационная колонна; 2 — стабилизатор;
/ — сырье; II — сжиженный углеводородный газ; III — фракция н. к. — 85 °C; IV — фракция
85-180 °C.
215
мерно в одинаковых условиях. В то же время тарелки отгонной
части стабилизатора по схеме б работают в более жестком режи-
ме. Снижение содержания газообразных углеводородов в сырье
стабилизатора по схеме б приводит к повышению капитальных
затрат и эксплуатационных расходов вследствие трудности обес-
печения допустимой чистоты промежуточного продукта и эффек-
тивной работы тарелок в отгонной части стабилизатора.
Таким образом, при получении широкой бензиновой фракции
85—180 °C следует отдать предпочтение схеме а как наиболее эко-
номичной. В то же время, если наряду с сырьем риформинга пред-
полагается получение также стабильной фракции н.к.— 180°С, то
следует принять схему б как более гибкую, позволяющую при не-
обходимости отключать колонну вторичной перегонки.
1.3. Влияние углеводородного состава
бензиновых фракций
на технологические схемы перегонки
Усовершенствование технологии перегонки бензинов обусловле-
но не только поиском оптимальных схем разделения, но и опреде-
лением необходимого фракционного и углеводородного состава по-
лучаемых фракций, обеспечивающих максимальный выход арома-
тических углеводородов на установках каталитического рифор-
минга.
Изучение углеводородного состава узких бензиновых фракций,
полученных из исходного сырья на установке вторичной перегонки
бензинов, показало, что во фракции 87—93 °C или 90—95 °C содер-
жание нафтеновых углеводородов меньше, чем в остальных фрак-
циях, и основной толуолобразующий углеводород — метилцикло-
гексан— в них практически отсутствует (табл. IV.6) [9].
В связи с этим была принята новая схема установки (рис. IV-7)
с выделением узкой бензиновой фракции 90—95 °C, которую затем
исключили из целевой фракции 62—105 °C как сырья установки
риформинга.
Характеристики сырья и получаемых продуктов на установке
после реконструкции приведены в табл. IV.7, а технологический
режим работы колонн — в табл. IV.8.
Рис. IV-7. Реконструированная схема уо
тановки вторичной перегонки бензина:
1. 3—5 — ректификационные колонны; 2 —ста-
билнзатор;
I — сырье; II — углеводородный газ; III —
фракция н. к. — 62 °C; IV — фракция 62—85 °C;
V — фракция 87—93°C (90—95°C); VI — фрак-
ция 90—105 °C; VII — фракция 105-480 °C.
216
Таблица IV.6. Углеводородный состав узких бензиновых фракций (в % масс.)
Углеводороды Фракции
62—87°С 87—105°С 93—105°С 87—93°С
С< и С5 0,02 — 0,11
2,3-Диметилбутан+2-метилпентан 5,18 0,01 0,09 0,05
З-Метилпентан 6,98 0,01 0,13 0,05
н-Гексан 28,96 0,03 0,52 0,08
2,2-Диметилпентан 1,20 0,10 0,03 0,25
Метилциклопентан 12,32 0,07 0,23 0,16
3,3-Диметилпентан 7,56 7,63 3,64 18,46
Бензол 2,16 0 Следы 0
2-Метилгексан + 3-метилгексан 12,31 19,29 11,66 40,04
Циклогексан 11,24 3,89 1,28 6,78
н Гептан 5,95 23,46 26,21 17,34
1,1 -Ди метилциклопентан 5,38 21,23 23,71 15,68
2,2-Диметилгексан 0 0,72 1,13 0
2,4, и 2,5-Диметилгексаны 0 0,44 0,80 0
1,2-Диметилциклопентан 0,08 0,50 0,50 0
Метилциклогексан 0,43 14,37 18,37 0,56
2,3-Днметилгексан 0 1,68 2,31 0
3 Метилгептан 0 0,08 0,18 0
Толуол 0,25 6,16 8,68 0,12
м-Октан -— 0,08 0,17 0
2,2-Диметилгептан — 0,22 0,33 0
1,2- Диметилциклогептаи — 0 0 0,32
Углеводородный состав, % (масс.)
парафиновых 68,1 53,8 47,2 76,4
нафтеновых 29,5 40,0 44,1 23,5
ароматических 2,4 6,2 8,7 0,1
Перегонка бензина по новой схеме с исключением фракции;
90—95 °C из сырья установки каталитического риформинга позво-
лила повысить четкость ректификации в колоннах и увеличить вы-
ход ароматических углеводородов; так, содержание балластной
фракции н. к. — 62 °C во фракции 62—105 °C сократилось с 7,9 до
Таблица IV.7. Характеристика сырья и продуктов, получаемых
иа установке вторичной перегонки бензина после реконструкции [9]
Показатели Сырье Фракции
н.к — 62°С 62—85«С 85—105°С 105—185’0 80—95’С
Плотность Р4° Фракционный со- став, °C 0,703 0,650 —- — 0,722 —
И. к. 36 30 70 92 113 87
10% 60 36 73 95 118 89
50% 99 46 75 97 128 91
90% 149 60 91 101 155 92
к. к. 171 64 93 105 182 93
217
Таблица IV.8. Режим работы колонн и стабилизатора
после реконструкции [9]
Параметры Колонны Стабили- затор К-2
К-1 K-s К-4 К-5
Температура, °C в верхней части 120 90 135 98 85
в нижней части 200 140 168 120 160
Температура сырья на входе, °C 142 96 164 100 145
Давление в верхней части колонн, МПа 0,38 0,25 0,06 0,04 1,15
1,6% (масс.), а выход ароматических углеводородов увеличился:
бензола с 8,7 до 9% (масс.) и толуола с 11,2 до 14—15% (масс.).
Состав фракции 62—105°С установки вторичной перегонки бензи-
на и отбор ароматических углеводородов из этой фракции на ус-
тановке получения ароматических углеводородов приведены ни-
же [9].
Типовая Схема после
схема реконструкции
Фракционный состав по ИТК, %
(масс.)
и.к. —62°С ........ 7,9 1,6
62—85 °C..................... 44,9 40,3
85—105°С ......... 45,6 58,1
выше 105 °C................... 1,6 —
Углеводородный состав, % (масс.)
парафиновых................ . 70,6 64,2
ароматических ................ 4,3 4,4
нафтеновых .................. 25,1 31,4
Выход ароматических углеводородов
на установке 35-6, % (масс.)
бензола........................... 8,7 8—9
толуола ................... 11,2 14—15
Данные аналогичного изменения схемы перегонки широкой бен-
зиновой фракции получены в работе [10].
В результате изучения углеводородного состава узких беизииовых фракций
было установлено, что при получении бензола, толуола и ксилолов на установках
каталитического риформинга толуольная фракция должна быть облегченного со-
става 85—95 °C, а ксилольная фракция — утяжеленного состава 115—145 °C. Сле-
довательно, фракция 95—115 °C с меньшим содержанием бензол- и ксилолобра-
зующих углеводородов в этом случае является балластной. Поэтому после выде-
ления ее из исходного бензина она в смеси с фракцией 140—180 °C используется
как компонент автобензина. Для выделения фракции 95—115 °C была использова-
на сложная колонна с двумя отпарными секциями (рис. IV-8).
Характерным примером влияния углеводородного состава уз-
ких бензиновых фракций на эффективность последующих техноло-
гических процессов является использование узкой ксилольной
218
Рис. IV-8. Схема перегонки широких бензиновых фракций на узкие:
1 — колонна; 2 — отпарные секции;
' — фракция 85—180 °C (теплоноситель из II — фракция 85—95 °C; III — фракция 95—
115 С; IV— фракция 115—140 °C; V— фракция 140—180 °C; VI—«горячая» струя.
Рис. IV-&. Схема установки вторичной перегонки фракции дизельного топлива:
1 — колонна; 2 — отпарные секции;
/ — фракция дизельного топлива; II — фракция и. к. — 200 °C; III — конденсат; IV — водя-
ной nap; V и VI — легкий и тяжелый компоненты фракции 200—320 °C; VII — фракция 200—
320 С; VIII — фракция выше 320 “С.
фракции 105—124 °C вместо фракции 105—140 °C в качестве сырья
установки каталитического риформинга с получением ароматиче-
ских углеводородов Се- Применение этой фракции позволяет на
стадии выделения ксилолов из катализата риформинга использо-
вать вместо экстрактивной простую ректификацию в связи с удале-
нием парафиновых углеводородов Сэ из исходного сырья при вто-
ричной перегонке бензинов, образующих с ксилолами азеотропные
смеси [11].
1.4. Вторичная перегонка фракций дизельного топлива
Сырьем современных и перспективных установок по производ-
ству жидких парафинов для микробиологической промышленности
является фракция дизельного топлива 200—320 °C, выделенная из
парафинистых нефтей типа мангышлакской или ромашкинской.
Для получения этой фракций предложена схема вторичной пере-
гонки товарного дизельного топлива. В работе [12] выполнено
сравнение этой схемы с модернизированными схемами установок
АТ или атмосферных блоков установок АВТ. Получение фракции
200—320 °C непосредственно на установках АВТ без их дообору-
дования значительно снижает отбор этих фракций, а на мощных
установках оказывается вообще невыгодным. Рекомендуемая схема
219
N Рис. IV-10. Схема установки АТ с вакуум-
ным фракционирующим испарителем для
выделения фракции 200—320 °C:
1 — атмосферная колонна; 2 — отпарные секции;
3 — вакуумный фракционирующий испаритель;
/ — отбензиненная нефть; II — бензин; III — тяже-
лый компонент фракции 200—320 °C; IV — водяной
пар; V—керосин; VI — легкий компонент фрак-
ции 200—320 °C; VII — вакуумный газойль; VIII —
конденсат; IX — фракция 320—360 °C; X — мазут.
установки вторичной перегонки фракции дизельного топлива при-
ведена на рис. IV-9. Кроме целевой фракции на установке полу-
чают легкий дистиллят (фракцию до 200 °C) и утяжеленный оста-
ток (фракцию выше 320°C).
Выбор параметров технологического режима проводили при
температурах не выше 300 °C с тем, чтобы гарантировать мини-
мальное количество продуктов разложения в целевой фракции и
побочных продуктов разделения. Для регенерации тепла горячих
потоков принята схема последовательного нагрева всего потока
сырья в теплообменниках. Основные расчетные данные работы ус-
тановки по оптимальной схеме приведены в табл. IV.9.
В этой же таблице приведен материальный баланс по схеме
получения фракции 200—320 °C на модернизированных установках
АТ и АВТ, оборудованных дополнительной колонной — вакуумным
фракционирующим испарителем (рис. IV-10). Технико-экономиче-
ская характеристика вариантов выделения фракции 200—320 °C
приведена ниже:
Мощность по фракции 200—320’С,
тыс. т в год.....................
Отбор фракции 200—320 °C,* % . .
Капитальные вложения на строитель-
ство, тыс. руб...................
Удельные капитальные вложения,
руб./т..................... . . .
Себестоимость 1 т фракции 200—
320 °C, руб......................
Приведенные затраты, руб . . . .
АВТ дообору-
дованная
[Установка вторич-
ной перегонки
фракции дизельно-
го топлива
1029 18/90 1020 19,6/85
446 963
0,44 0,94
12,96 15,05
13,051 15,24
• Цифры в числителе — % (масс.) от нефти, в знаменателе — % относи-
тельный от потенциала.
Оба варианта обеспечивают высокий отбор целевых фракций
от потенциала, при этом первый имеет некоторые экономические
преимущества. В то же время установка вторичной перегонки
2 20
Таблица IV.9. Расчетные показатели ректификационных колонн
по схемам выделения фракции 200—320 °C
Показатели Установка вторичной перегонки дизельного топлива Установка АВТ до- оборудования
К-1 Х-2
Производительность по сырью, т/ч 160 700 140
Расходы, т/ч верхнего продукта 7 82
бокового дистиллята первого 80 70 26
второго 40 100 28
третьего — 100 —
водяного пара 2,5 10
остатка 33 348 86
Температура, °C сырья 300 360 332
верха колонны 195 150 221
низа колонны 276 350 282
вывода дистиллята первого 216 192 229
второго 264 257 259
третьего — 329 ——
острого орошения (ВЦО) 50 40 80
водяного пара 320 380 —
Давление в секции питания, МПа 0,130 0,250 0,016
Кратность орошения в верху колонны 21,60 1,26 3,28
Число реальных тарелок в секциях колонны укрепляющей 30 47 15
отгонной 6 4 3
Диаметр колонны, м 4,0 5,0 6,4
Высота аппарата, м 29,0 43,0 19,5
Тепловая мощность печи, МВт 14 —
сравнительно проста и более гибка, так как она в меньшей степе-
ни зависит от работы других установок завода. Окончательный
выбор технологической схемы получения фракции 200—320 °C, оче-
видно, должен решаться с учетом конкретных условий работы ус-
тановок (АТ, АВТ и вторичной перегонки).
2. РЕКТИФИКАЦИЯ СМЕСИ ПРОДУКТОВ КРЕКИНГА
НЕФТЯНЫХ ФРАКЦИЙ
2.1. Получение жидких продуктов
каталитического крекинга
Процесс каталитического крекинга углеводородов состоит из
четырех стадий: непосредственно каталитического крекинга, реге-
нерации катализатора, отделения катализатора от продуктов ре-
акции и разделения продуктов реакции. Поточная схема процесса
каталитического крекинга изображена на рис. IV-11. Каталитиче-
ский крекинг атмосферного и вакуумного газойлей осуществляется
при достаточно высокой температуре до 500—550 °C, и поэтому
221
смесь продуктов реакции (катализат) поступает на разделение
в состоянии перегретого пара. Вместе с паром из реактора уносит-
ся часть катализатора в виде пыли. Эта часть катализатора отде-
ляется от продуктов реакции промывкой парового потока циркули-
рующей флегмой и отстоем жидкости. Очищенная от катализатор-
ной пыли смесь продуктов реакции поступает на разделение.
Продуктами процесса каталитического крекинга являются: газ,
содержащий до 50% (масс.) непредельных углеводородов и до
25% (масс.) изобутана, бензин, легкий и тяжелый газойли (фрак-
ции 190—350°C и выше 350°C соответственно). Часть тяжелого
газойля после стадии разделения и смесь катализаторной пыли
с тяжелым газойлем (шлам) после стадии отделения катализато-
ра возвращаются на стадию реакции. Закоксованный катализатор
поступает на регенерацию, а регенерированный возвращается на
стадию реакции. Первые две стадии составляют реакторный блок,
а последние две — блок разделения установки каталитического
крекинга (в последующем описании реакторный блок будет услов-
но обозначаться в виде одного квадрата).
Блок разделения включает атмосферную ректификационную
колонну с боковыми отпарными секциями, в нижней части которой
находятся каскадные тарелки для промывки и охлаждения паров
из реактора циркулирующей охлажденной флегмой и отделения
от них катализаторной пыли. Катализаторная пыль отделяется от
жидкости в специальном отстойнике, расположенном в низу колон-
ны или выполненном в виде отдельного аппарата.
На рис. IV-12 показан один из вариантов технологических схем
блока разделения установки каталитического крекинга. Пары ка-
тализатора из реактора поступают в нижнюю часть сложной рек-
тификационной колонны под каскадные тарелки. На эти тарелки
подается охлажденная флегма, которая забирается с низа колон-
ны насосом. При контакте с флегмой катализаторная пыль увле-
кается в низ колонны и вместе с флегмой поступает в отстойник,
из которого шлам по мере накопления откачивается в реактор.
Освобожденные от катализаторной пыли пары катализата по-
ступают на разделение в атмосферную ректификационную колон-
Рис. IV-11. Поточная схема процесса каталитического крекинга нефтяного сырья:
I — регенерация катализатора; 2 — каталитический крекинг нефтяного сырья; 3 — отделение
катализатора от продуктов реакции; 4 — разделение продуктов реакции;
/ — сырье (атмосферный и вакуумный газойли); // — регенерированный катализатор; III —
закоксованный (отработанный) катализатор; IV — тяжелый газойль на рециркуляцию; V —
шлам; VI — очищенный тяжелый газойль; VII — газ; VIII — бензин; /X — легкий газойль;
X — тяжелый газойль.
222
Рис. IV-12. Схема разделительного блока
установки каталитического крекинга:
1 — реакторный блок; 2 — атмосферная ректифика-
ционная колонна; 3 — отпарные секции; 4 — от-
стойник.
I — сырье; II — газ; III — вода; IV — бензин; V —
легкий газойль; VI — тяжелый газойль; VII — во-
дяной пар; VIII — очищенный тяжелый газойль.
ну. Колонна имеет промежуточное
циркуляционное орошение, острое
орошение и две-, три отпарные сек-
ции, в низ которых подается водя-
ной пар для отпаривания легких
фракций. Сложная колонна имеет
обычно 9 каскадных и 28 ректифи-
кационных тарелок.
Температура низа колонны поддерживается в пределах 340—
360 °C. При получении легкого и тяжелого газойлей колонна имеет
два боковых вывода и одно промежуточное циркуляционное оро-
шение; при получении керосиновой фракции, легкого и тяжелого
газойлей колонна имеет три боковых вывода и два промежуточных
циркуляционных орошения. С верха колонны уходят газы и пары
бензина. После частичной конденсации паров в конденсаторе-хо-
лодильнике они отводятся из емкости орошения, а углеводородный
газ поступает для дальнейшего разделения на ГФУ или на спе-
циальный газовый блок установки каталитического крекинга.
Технологическая схема разделительного блока установки ката-
литического крекинга при использовании в качестве отпаривающе-
го агента в реакторе легкого газойля (вместо водяного пара) пред-
ставлена на рис. IV-13,а [13]. Легкий каталитический газойль по-
дают насосом из фракционирующей колонны в отпарную колонну
с кипятильником, теплоносителем в котором служит тяжелый ка-
талическнй газойль. Уходящие с верха отпарной колонны пары с
пределами кипения 200—232 °C направляются в нижнюю зону ре-
актора с кипящим слоем. Здесь значительная часть паров подвер-
гается каталитическому крекингу с образованием бензина с к. к.
204 °C и октановым числом 85—96 (и. м.) вместо 80—92 для этой
фракции [13]. Использование кипятильника вместо водяного пара
в отпарной колонне позволяет более полно удалять из легкого га-
зойля тяжелые бензиновые фракции и сокращает расход водяного
конденсата, содержащего сероводород. Отпарная колонна рабо-
тает при 0,14—0,16 МПа; температура легкого газойля при посту-
плении в отпарную колонну составляет 204—288 °C, начальная
температура теплоносителя в кипятильнике 288—371 °C, расход
паров из кипятильника в отпарную колонну 10—80 % (масс.) от
массы легкого каталитического газойля.
С целью более полного выделения легких фракций из жидко-
сти, поступающей в отпарную колонну промежуточного каталити-
ческого газойля, легкие фракции предлагается отделять в отпар-
223
Рис. IV-13. Схема разделительного блока установки каталитического крекинга с
рециклом легкого и тяжелого газойлей (а) и подачей «горячей» струи в отпар-
ную секцию тяжелого газойля (б):
/ — реакторный блок; 2 — атмосферная ректификационная колонна; 3 — отпарные секции;
I — сырье; II — газ; III — вода; IV — бензин; V — легкий газойль; VI — тяжелый газойль;
VII — водяной пар; VIII — циркулирующая фракция легкого газойля; IX — очищенный тя-
желый газойль.
ной колонне с подачей в нее «горячей» струи из трубчатой печи
(рис. IV-13, б) [14]. Выходящие из отпарной колонны пары посту-
пают в основную колонну, а промежуточный газойль, отводимый
с низа отпарной колонны, подается параллельными потоками в
реактор и печь. Наличие печи повышает эксплуатационную гиб-
кость в отношении выхода легкого каталитического газойля, рас-
хода и температуры подводимого в реактор промежуточного га-
зойля, а также вносимого в реакторный блок тепла. Кроме того,
на установке меньше образуется водяного конденсата, содержаще-
го сероводород и другие примеси. Пределы кипения жидкости, по-
ступающей в отпарную колонну, 300—400°C. Температура паро-
жидкостной смеси промежуточного газойля при входе в змеевик
печи 370—427°C, температура жидкости при входе в отпарную ко-
лонну 300°C и температура низа отпарной колонны 316—400°C.
Разделение смеси продуктов реакции каталитического крекин-
га возможно также по схеме глубокой переработки [15]. В этом
случае тяжелый газойль подвергается дальнейшему разделению
в вакуумной колонне с последующим извлечением из широкой
фракции ароматических углеводородов экстракцией фенолом или
фурфуролом и рециркуляцией остатка вакуумной перегонки на
крекинг.
В заключение отметим, что блок разделения установки катали-
тического крекинга можно использовать также для переработки
нефтей, коксообразующих и остаточных углеводородов и нефтеза-
водских некондиционных потоков, нефтяных фракций, содержащих
224
примеси металлов [16]. В этом случае обезвоженное и обессолен-
ное сырье вводят в секцию основной фракционирующей колонны
с каскадными тарелками выше места вывода из колонны всей ре-
циркулирующей флегмы.
2.2. Разделение смеси продуктов
термического крекинга
Процесс термического крекинга углеводородов условно можно
представить состоящим из трех стадий: непосредственно термичес-
кого крекинга, предварительного нагрева сырья и охлаждения га-
зообразных продуктов реакции и разделения смеси продуктов ре-
акции. Поточная схема процесса термического крекинга мазута
изображена на рис. IV-14. Продуктами процесса термического кре-
кинга мазута являются: газ, богатый непредельными углеводоро-
дами, бензин, легкий и тяжелый газойли и крекинг-остаток. Реак-
ция осуществляется в трубчатых печах, охлаждение и разделение
продуктов реакции — в ректификационных колоннах.
Продукты реакции разделяются в три ступени по схеме неглу-
бокой переработки и в четыре ступени по схеме глубокой перера-
ботки (рис. IV-15). По схеме а неглубокой переработки продукто-
вая газожидкостная смесь углеводородов после блока термиче-
ского крекинга поступает в испаритель высокого давления для
грубого разделения на паровую и жидкую фазы при избыточном
давлении 1 МПа. Паровая фаза поступает затем на разделение
в ректификационную колонну 3, а жидкая фаза — в колонну 4 —
испаритель низкого давления. Исходное сырье термического кре-
кинга в жидкой фазе подается в низ колонны 3 и на верх колон-
ны 4, где оно нагревается потоком пара продуктов реакции из
блока 1. Разделение сырья на два потока позволяет более полно
использовать избыточное тепло паров колонн 3 и 4. Газойлевые
фракции из середины колонны 4 используют как сырье печи глу-
бокого крекинга. Верхние продукты колонн 3 и 4 поступают на
стабилизацию и разделение на бензин и газойлевые фракции.
Давление в колонне 3 0,8—1,2 МПа, в колонне 4 0,15—0,3 МПа.
Повышенное давление в первой колонне позволяет поддерживать
высокие температуры керосино-газойлевой фракции и остатка, на-
Рис. IV-14. Поточная схема процесса
термического крекинга мазута:
1 — термический крекинг мазута; 2 — пред-
варительный нагрев сырья и охлаждение г
паров продуктов реакции; 3 — разделение
жидких и газообразных продуктов реак-
ции;
/ — сырье; // — предварительно нагретое
сырье; III — горячие продукты термическо-
го крекинга; IV — охлажденные продукты
термического крекинга^ V — тяжелый га-[
зойль иа рециркуляцию; VI — газ; VII —
нестабильный бензин; VIII — легкий га-
зойль; IX — тяжелый газойль; X — кре-
кинг-остаток.
реакторный блок разделения й
Слон теплообмена
15—1502
225
Рис. IV-15. Технологические схемы неглубокой (а) и глубокой (б) ректификации
продуктов реакции термического крекинга:
1 — блок термического крекинга (печи и реакционная камера); 2 — испаритель высокого дав-
ления; 3, 4 — ректификационные колонны высокого и низкого давления (/<-/ и /С-2); 5 — ва-
куумная колонна (К-3);
/ — сырье установки термического крекинга; // — жирный газ; /// — нестабильный бензин;
IV— термический газойль; V — крекинг-остаток; VI — водяной пар.
правляемых на крекинг (290—320 и 390—410°C соответственно),
что позволяет уменьшить тепловую нагрузку обеих печей терми-
ческого крекинга. По схеме б (рис. IV-15) глубокой переработки
продуктов термического крекинга остаток ректификационной ко-
лонны низкого давления 4 поступает на дальнейшую перегонку в
вакуумную колонну 5 с получением термического газойля и утяже-
ленного остатка, используемого как сырье для производства тех-
нического углерода [17]. Вакуумная колонна в этом случае рабо-
тает при следующих технологических параметрах: температура
верха колонны 90—150°С, низа — 335—345°C, температура акку-
мулятора 230—270 °C.
В табл. IV. 10 приведено качество получаемого термического
газойля из вакуумной колонны и смеси термических газойлей из
первой и второй колонн.
При легком термическом крекинге с целью углубления отбора
газойлевой фракции вторая ступень разделения крекинг-остатка
осуществляется в вакууме (рис. IV-16).
226
Таблица IV.10. Характеристика термических газойлей и крекинг-остатков
Показатели Термический газойль Крекинг-остаток
из К-3 смесь из К-2 и К-3 из К-3 из К-3
Плотность р 4° 1,03 1,01 1,12 1,15
Фракционный состав, °C 221 214
н. к. — —
10% 336 320 — —
50% 400 384 — —
90% 464 470 — —
К. к. 485 490 560 500
Коксуемость, % (масс.) 0,9 0,87 22—25 38—45
Вязкость кинематическая при 50 °C, 33,69 15,19 — —•
мм2/с
Показатель преломления nD 1,6115 1,5900 — —
Углеводородный состав, % (масс.) парафино-нафтеновые
11,85 14,74 6,41 3,53
легкие ароматические 4,89 5,20 2,19 —
средние ароматические 10,14 15,85 6 01 4,45
тяжелые ароматические 67,87 59,0 30,48 29,43
смолы спирто-бензольные 5,25 5,20 31,60 32,31
асфальтены — — — —
Индекс корреляции 104—105 97 -— —
Температура размягчения по КиШ, °C — — 35 60—85
2.3. Разделение смеси продуктов
замедленного коксования
Процесс замедленного коксования нефтяных остатков состоит
из четырех стадий: нагрева сырья, непосредственно коксования,
охлаждения и разделения смеси паров продуктов коксования. По-
точная схема процесса изображена на рис. IV-17.
Первая стадия процесса осуществляется в коксовых камерах,
вторая —в трубчатых печах, третья и четвертая — в ректификаци-
Рис. IV-16. Разделение смеси продуктов реакции легкого термического крекинга:
1 — испаритель высокого давления; 2 — колонна низкого давления; 3 — вакуумная колонна;
I — сырье; //—газ; ///—бензин; IV — газойль; V — остаток; VI — водяной пар.
15’ 227
Реакторный блок
блок разделения и охлаждения
Рнс. IV-17. Поточная схема процесса замедленного коксования нефтяных остатков:
/ — нагрев сырья; 2 — коксование; 3 — охлаждение смеси паров продуктов коксования; 4 —
разделение смеси паров продуктов коксования;
/ — холодное сырье (гудрон, крекииг-остаток, экстракт селективной очистки масел и т. д.);
// — предварительно нагретый поток сырья; III—смесь горячих паров продуктов коксова-
ния; IV — нагретый поток сырья; V — горячий поток сырья; VI — охлажденные пары про-
дуктов коксования; VII — газ; V — бензин; IX — легкий газойль; X — тяжелый газойль;
XI — кокс.
онных колоннах. Коксование нефтяных остатков производится при
360—400°C; максимальная температура смеси паров продуктов
коксования доходит до 450 °C. Сырье предварительно нагревается
в печи до 350 °C, затем оно нагревается смесью горячих паров про-
дуктов коксования и снова нагревается в печи до максимальной
температуры реакции. В результате контакта смеси горячих паров
продуктов коксования с менее нагретым сырьем пары охлаждают-
ся и частично конденсируются, после чего охлажденная смесь про-
дуктов коксования поступает на разделение в ректификационную
колонну. Продуктами процесса замедленного коксования нефтя-
ных остатков являются жирный газ, бензин, легкий и тяжелый
газойли и кокс.
Блок разделения и охлаждения установки замедленного коксо-
вания состоит из атмосферной ректификационной колонны с дву-
мя боковыми отпарными секциями (рис. IV-18). В нижней части
колонны расположены каскадные тарелки для охлаждения смеси
паров продуктов коксования. Горячие пары продуктов коксова-
Рио. IV-18. Схема разделительного бло-
ка установки замедленного коксования:
Г—реакторный блок; 2 — атмосферная ректи-
фикационная колонна; 3 — отпарные секции;
I — сырье; II — смесь паров продуктов коксо-
вания; III — предварительно нагретое сырье;
IV — нагретый поток сырья; V — газ; VI —
стабильный бензин; VII — легкий газойль:
VIII — тяжелый газойль; IX — водяной пар;
X — конденсат.
228
ния поступают под нижнюю каскадную тарелку, на верхнюю кас-
кадную тарелку подается предварительно нагретое сырье. С низа
колонны уходит горячий поток сырья вместе с тяжелым конденса-
том смеси продуктов коксования. Газ и бензин уходят с верха ко-
лонны, легкий и тяжелый газойли — в виде боковых погонов по-
ступают в отпарные секции.
2.4. Первичное фракционирование смеси продуктов
пиролиза
Смесь газообразных и жидких углеводородов продуктов пиро-
лиза обычно перерабатывается на этиленовых установках, в сек-
ции первичного и вторичного фракционирования.
В секции первичного фракционирования (рис. IV-19) продукты
реакции охлаждаются от температуры пиролиза до 200—300°C
в закалочно-испарительных аппаратах и в промывной секции ко-
лонны первичного фракционирования. Избыток тепла смеси про-
дуктов пиролиза используется для подогрева сырья пиролиза, пи-
тательной воды и генерации пара низкого давления. Охлажденная
смесь продуктов пиролиза фракционируется затем на газ, конден-
сат н тяжелое топливо. Газ, конденсат и пары воды уходят с вер-
ха колонны, охлаждаются в воздушных холодильниках и разде-
ляются в газожидкостном сепараторе, при этом часть конденсата
возвращается в колонну в качестве орошения. Кубовый продукт
колонны проходит фильтры грубой и тонкой очистки, после кото-
рых часть потока выводится с установки, а остальное количество
(поглотительное масло) после охлаждения используется как оро-
шение промывной секции колонны и аппарата масляной закалки.
Для поддержания постоянного состава и качества поглотитель-
ного масла его периодически разбавляют растворителем, в кото-
ром растворяются образовавшиеся при закалке и промывке газа
полимерные соединения. Рекомендуется для подпитки использовать
тяжелую смолу, извлекаемую из продуктов пиролиза, вместо фрак-
ции дизельного топлива [18].
Рнс. IV-19. Схема установки первичного фракционирования смеси продуктов пи-
ролиза:
1 — закалочно-испарнтельное устройство; 2 — аппарат масляной закалки; 3 —колонна пер-
вичного фракционирования; 4 — сепаратор; 5 — выносной коксосборник; 6 — фильтр;
' сырье; II— газ; III — конденсат; IV — подсмольная вода; V — тяжелое топливо.
229
Таблица IV.11. Режимы работы секции первичного фракционирования
газо-продуктовой смеси пиролиза прямогонных бензинов
Показатели Режимы
1 2 3
Температура, °C
суммарного потока после масляной закалки 162 173 152
куба колонны 156 165 150
жидкости на 5-й тарелке 120 140 123
пара В' верху колонны 95 ПО 92
’ масла в средней части колонны 115 120 120
। закалочного масла из печи — 60 70
жидкости после аппарата воздушного охлаж- 36 32 41
дения
Давление, гПа
в кубе колонны 660 750 620
в верху колонны 200 200 100
Расход, т/ч
орошения верхней части колоииы 31 31,6 31,6
орошения средней части колонны 18 20 13
тяжелого жидкого топлива 0,8 0,4 0,7
сырья 34 34,8 35,2
Содержание фракций выше 160 °6 в пиробензиие, % (масс.) 30 50 21
Нормализация работы колонны первичного фракционирования
за счет максимального понижения температуры кубовой Жидкости
с использованием острого орошения позволяет осуществить дли-
тельную работу колонны без необходимости вводить в кубовую
жидкость подпитку со стороны. Режим работы колонны первично-
го фракционирования приведен в табл. IV.11, из которой видно,
что понижение температуры куба колонны со 165 до 150°C поло-
жительно влияет на четкость ректификации. Содержание высоко-
кипящих компонентов в пиробензине уменьшается на 15% и в
2,0—2,5 раза увеличивается выход тяжелого жидкого топлива без
проскока в кубовый продукт углеводородов С6—Сд.
3. РЕКТИФИКАЦИЯ СМЕСИ ПРОДУКТОВ ОБЛАГОРАЖИВАНИЯ
НЕФТЯНЫХ ФРАКЦИЙ
3.1. Разделение гидрогенизатов гидроочистки
и катализатов риформинга нефтяных фракций
Гидроочистка бензинов, керосинов и дизельного топлива и ка-
талитический риформинг бензиновых фракций в настоящее время
являются основными процессами нефтепереработки и используют-
ся для получения высококачественных моторных топлив.
На рис. IV-20 показана поточная схема процесса гидроочистки
топливных фракций и каталитического риформинга бензиновых
230
Рис. IV-20. Поточная схема гидроочи-
стки бензинов и дизельных топлив (а)
и каталитического риформинга бензи-
новых фракций с получением базово-
го компонента высокооктанового бен-
зина (б):
1 — гидроочистка или каталитический ри-
форминг; 2 — сепарация (выделение водо-
родсодержащего газа); 3 — ректификация
продуктов реакции;
I — сырье; II — циркулирующий водород-
содержащнй газ; III — углеводородный
газ; IV—стабильный гндрогенизат; V —
свежий водород содержащий газ; VI — из-
быточный водородсодержащий газ; VII —
стабильный катализат.
фракций. Процессы протекают в среде водорода и включают ста-
дии реакции, сепарации и ректификации. Гидроочистка и рифор-
минг протекают при высокой температуре (320—410 и 480—530 °C
соответственно), поэтому продукты реакции поступают из реак-
торного блока на разделение в виде паров. На стадии сепарации
газопродуктовая смесь конденсируется и из нее выделяется водо-
родсодержащий газ. В процессе каталитического риформинга часть
ведородсодержащего газа рециркулируется на стадию реакции,
остальное выводится из системы. В процессе гидроочистки к цир-
кулирующему газу добавляется свежий водородсодержащий газ.
На стадии ректификации производится стабилизация гидрогениза-
та с последующим его разделением на узкие фракции или выде-
лением ароматических углеводородов.
Технологические схемы блоков разделения гидрогенизатов
гидроочистки и катализатов риформинга с получением высокоок-
тановых бензинов зависят от сырья и давления реакции. На а>лю-
мокобальтмолибденовых и платиновых катализаторах (давление
реакции ~4 МПа) газы из гидрогенизата и катализата выделяют-
ся обычно двухступенчатой холодной сепарацией. На I ступени
выделяется водородсодержащий газ при давлении реакции и тем-
пературе около 40°C (в сепараторе высокого давления); на IIсту-
пени при этой же температуре и давлении 0,5—0,6 МПа отде-
ляются растворенные углеводородные газы (в сепараторе низкого
давления) (рис. IV-21). В системе холодной двухступенчатой сепа-
рации получается водородсодержащий газ (до 60—75% об. Н2)
при сравнительно небольших потерях водорода с углеводородным
газом.
При гидроочистке дизельного топлива и более тяжелых фрак-
ций целесообразно применение горячей сепарации или сочетание
горячей и холодной сепараций. На рис. IV-22 изображена комби-
нированная схема разделения гидрогенизата широкого фракцион-
ного состава с получением фракций бензина, дизельного и котель-
ного топлива [19]. Схемой предусматривается горячая сепарация
231
Реакторный блон
Блок разделения
Рис. IV-21. Технологическая схема установки платформинга:
1 сепаратор высокого давления; 2 — сепаратор низкого давления; 3 — стабилизатор;
/ — сырье; // — циркулирующий водород содержащий газ; III— избыточный водородсодер-
жащий газ; IV — углеводородный газ; V — стабильный катализат.
при 400°C, давлении реакции на I и II ступенях, равном 0,5 МПа;
холодная сепарация при 40—50°С, давлении реакции на III и IV
ступенях, равном 0,5 МПа. Циркулирующий газ содержит при
этом до 80% (об.) водорода.
Разделение катализата в процессе каталитического риформин-
га бензиновых фракций на полиметаллических катализаторах (при
сравнительно невысоких давлениях —от 1,0 до 1,6 МПа) произво-
дится также в результате одно- или двухступенчатой холодной се-
парации, но при давлении в I ступени сепарации выше, чем в ре-
акторе [20].
На рис. IV-23, а изображена схема выделения газов из ката-
лизата риформинга с предварительной холодной сепарацией фаз.
Газопродуктовую смесь из реактора подвергают предварительной
сепарации при давлении реакции и 40 °C (в предварительном се-
параторе низкого давления). Затем образовавшуюся газовую фа-
Рис. IV-22. Комбинироваииая схема горячей и холодной сепарации гидрогенизата
при гидроочистке широких нефтяных фракций:
I — горячий сепаратор высокого давления; 2 — горячий сепаратор низкого давления- 3 —
холодный сепаратор высокого давления; 4 — холодный сепаратор низкого давления-’
/ — сырье; // — циркулирующий водородсодержащнй газ; /// — углеводородный газ (С|—С2)-
IV—бензиновая фракция; V —фракция дизельного топлива; VI — котельное топливо
232
Рис. IV-23. Принципиальные схемы разделения катализата риформинга с предва-
рительной сепарацией и компримированием газовой фазы с последующей двух-
ступенчатой холодной сепарацией при постоянном давлении (а) и с рециркуля-
цией газов отдувки (6):
J — предварительный сепаратор низкого давления; 2 — сепаратор I ступени; 3— сепаратор
II ступени; 4 — стабилизатор; 5 — деэтанизатор; 6— пропан-бутановая колонна;
I—сырье; II — водородсодержащий газ; III — легкий углеводородный газ; IV— сжижен-
ный газ; V — пропан; V— смесь бутанов; VII — стабильный катализат.
зу после компримирования до давления выше давления реакции
смешивают с жидкой фазой и направляют на разделение в сепа-
ратор высокого давления. Применение предварительной сепарации
с компримированием газовой фазы позволяет подавать циркули-
рующий водородсодержащий газ в реактор без дополнительного
сжатия. Для приведенной схемы приняты следующие давления: в
реакторе—1,3 МПа, в предварительном сепараторе — 0,78 МПа,
в сепараторах I и II ступенях—1,6 МПа. Температура предвари-
тельной сепарации и I ступени сепарации 40 °C и II ступени от
— 18 до 18°С.
В табл. IV.12 приведен материальный баланс процесса, из ко-
торого видно, что рассмотренная схема обеспечивает достаточно
высокую эффективность разделения: в водородсодержащем газе
содержится 81% (об.) водорода, потери водорода с сухим газом
не превышают 1% (об.) [20].
С целью дополнительного извлечения легких углеводородов
С3—С4 газы отдувки из емкостей орошения стабилизатора и деэ-
танизатора предлагается передавать на стадию предварительной
сепарации [21] или на стадию II ступени холодной сепарации
(рис. IV-23, б) [22].
233
Таблица IV.12. Материальный баланс процесса разделения
катализата риформинга по схеме иа рис. IV-23, а (в кмоль/ч)
Компоненты Циркулирующий водородсодержа- щий газ Легкий углеводо- родный газ Сжиженный газ Стабильный катализат
н2 1883,1 10,3 0,6
с, 153,2 5,1 1,9
с2 117,3 9,3 12,9 —
С3 90,4 11,2 44,9 —.
изо-Ci 20,2 3,3 28,7 —
н-С< 24,6 3,2 36,9 14,0
«зо-С6 9,5 — 0,9 55,3
н-СБ 5,0 — 0,7 38,2
Се и выше 11,4 — — 1304,7
£ 2314,7 42,4 127,5 1412,2
Дальнейшее улучшение процесса разделения катализата ри-
форминга достигается при использовании холодной сепарации газа
на I ступени и абсорбции газа стабильным катализатором на II
ступени [23]. Принципиальная схема такой установки приведена
на рис. IV-24. Катализат охлаждают и частично конденсируют при
120 °C и направляют в I ступень сепарации, где под давлением
0,97 МПа он разделяется на газовую и жидкую фазы. Газовую
фазу компримируют до 1,4 МПа и при 160°С подают на разделе-
ние в абсорбер, на верх которого подают стабильный катализат
при 38 °C. Разделение катализата по данной схеме обеспечивает
получение водородсодержащего газа с концентрацией 81,2% (об.)
Н2 при снижении эксплуатационных затрат по сравнению со схе-
мой двухступенчатой сепарации на 10—15%. В табл. IV.13 приве-
дены состав и параметры основных потоков блока разделения по
схеме, изображенной на рис. IV-24, на основе которых может быть
рассчитан материальный баланс процесса.
Рис. IV-24. Схема разделения катализата риформинга сепарацией и абсорбцией:
1 — сепаратор; 2 — абсорбер; 3 — стабилизатор;
У сырье; II водородсодержащий газ; III — легкие углеводороды; IV — стабильный ката-
лизат.
234
Стабилизация гидрогенизатов гидроочистки и катализатов ри-
форминга нефтяных фракций осуществляется в одну или в две сту-
пени (более подробно этот вопрос рассматривается в гл. V). Тех-
нологические схемы разделения катализатов с получением арома-
тических углеводородов рассмотрены ниже.
3.2. Разделение рафинатов платформинга
Рассмотрим технологические схемы разделения рафинатов
платформинга с целью получения высококачественных бензинов-
растворителей. Растворитель представляет собой пятиградусную
гексановую фракцию (65—70°C) с минимальным содержанием
микропримесей: бензола, серы и непредельных углеводородов.
В качестве сырья для получения гексановой фракции использует-
ся рафинат платформинга, содержащий менее 0,05—0,1% (масс.)
бензола [24]. Гексановая фракция, выделенная из газового бензи-
на, содержит до 4,9% (масс.) бензола, что значительно превыша-
ет существующие нормы.
Для разделения фракции н. к.— 80 °C рафината платформинга
с получением гексановой фракции в работе [24] рассмотрены и
сопоставлены по энергетическим затратам три технологические
схемы (рис. IV-25). Сопоставление схем показало, что удельные
энергетические затраты на получение 1 т растворителя для указан-
ных схем соотносятся как 1,0: 1,5:2,2. Следовательно, схема с
последовательной отгонкой фракций в двух колоннах является
предпочтительной. В табл. IV. 14 приведены характеристики раз-
личных растворителей.
Таблица IV. 13- Составы основных потоков блока разделения
катализата риформинга (в кмоль/ч)
и соответствующие им параметры разделения
Линии по рис. IV-24
Компоненты и параметры режима Л| ! Л2 лз Л4 Л5 Л6 Л7 Л8
Н2О 0,03 0,01 — 0,08 0,07 _ 0,01
H2S 0,01 — — 0,02 0,01 — — —
н2 2065,22 27,85 4,04 3671,50 3667,46 — 31,89
С! 169,73 10,49 1,29 310,92 309,62 — — 15,79
с2 115,72 27,67 3,02 234,66 231,64 — — 30,70
с3 66,39 61,36 6,28 184,68 178,41 — — 67,64
Ызо-Сч 10,90 34,80 3,48 57,51 54,03 — — 38,28
н-С4 25,83 76,45 6,74 92,58 85,84 34,40 48,84 34,35
изо-Сз 21,35 139,87 10,42 83,15 72,73 104,86 148,88 1,41
н-Сз 11,84 100,97 7,49 53,52 46,04 75,85 107,70 0,76
Се и выше 57,25 3718,98 859,78 1455,02 595,22 3224,74 4578,76 —
S 2543,25 4198,46 902,55 6143,59 5241,04 3439,85 4884,18 216,84
t, °C 55 104 121 121 121 38 249 62
Р, МПа 1,36 1,39 0,97 0,97 0,97 1 1,36 1,82 1,75
235
Т а б л и ц a IV.14. Характеристика получаемых растворителей
Показатели Бензин экстрак- ционный марки А Беизин-раство- ритель для полиэтилена марки А F Рязанский НПЗ астворители Ново-Горь- ковский НПЗ НИИиефтехим (по схеме а рис. IV-25)
Фракционный состав, °C
н. к. >63 >65 >63 >65 >65
98% Содержание, % (масс.), не более 75 78 75 68—70 68—71
ароматических 0,5 0,2 0,2—0,3 0,2-0,5 0,15—0,17
непредельных 0,06 — -— — —
серы, х-104 10 5 3—5 0,8-1,2 1—3
Бромиое число, г Bra/lOO мл — 0,03 0,01—0,03 0,01—0,03 0,01—0,03
Ниже даны параметры технологического режима работы ко*
лонн по схеме а (рис. IV-25):
к-/ К-2
Флегмовое число ................ 8 6
Число теоретических тарелок
в укрепляющей секции .... 15 20
в отгонной секции ...... 20 25
Выход дистиллята, % (мол.) от
сырья ...............................37 18,9
3.3. Разделение смеси продуктов алкилирования
изобутана олефинами
Процессы серокислотного и фтористоводородного алкилирова-
ния изобутана олефинами состоят из одной стадии реакции и двух
стадии разделения смеси продуктов реакции: механической, осуще*
Рис. IV-25. Двухколонные (а, 6) и трехколенные (в) схемы выделения гексановой
фракции:
I — рафинат платформинга; II — головная фракция н. к. — 65 °C; III — кубовый остаток
(фракция 65 °C — к. к.); IV— гексановый растворитель (фракция 65—70 °C); V — кубовый
остаток (фракция 70 °C — к. к.); VI — головная фракция и. к. — 70 °C; VII — головная фрак-
ция и. к. — 80 °C; VIII — кубовый остаток (фракция 80 °C — к. к.); IX — кубовый остаток
(фракция 65—80 °C); X — кубовый остаток (фракция 70—80 °C).
23
Реакторный блок
Рис. IV-26. Поточная схема алкилирования изобутана олефинами:
1 — реакция алкилирования; 2 — отстой кислоты; 3 — ректификация продуктов реакции;
/ — сырье (смесь изобутана с олефинами);//— пропановая фракция; /// — фракция н-бута-
на; IV—алкнлат (фракция Св и выше); V — циркулирующий изобутаи; VI—углеводород-
ная фаза; VII — кислота на циркуляцию; VIII — подпитка кислоты.
ствляемой отстоем, и физико-химической, осуществляемой ректи-
фикацией (рис. IV-26). На первой стадии от смеси продуктов ре-
акции отделяется основная масса кислоты. Разделение смеси про-
дуктов реакции на целевые фракции — пропан, изобутан, «-бутан
и алкилат — 'проводится на второй стадии. Кислота и непревра-
щенный изобутан рециркулируют в зону реакции. Первая стадия
процесса осуществляется в реакторе, вторая — в отстойнике, кото-
рый конструктивно выполняется обычно в одном корпусе с реакто-
ром и третья стадия'—в ректификационных колоннах.
Технологические схемы блоков разделения (фракционирования)
установок алкилирования за последние годы претерпели сущест-
венные изменения: от параллельно-последовательного соединения
ректификационных колонн сейчас переходят к системе сложных
колонн со связанными тепловыми потоками. В этом отношении ус-
тановки алкилирования являются одними из первых установок, на
которых в настоящее время внедряются или предлагаются к внед-
рению новые технологические схемы перегонки и ректификации
нефтяных смесей. На рис. IV-27 изображены два варианта техно-
логических схем блоков разделения установок сернокислотного ал-
Рис. IV-27. Варианты технологических схем блока фракционирования установок
сернокислотного алкилирования изобутана олефинами:
/ — реактор; 2 — отстойник; 3— пропановая колонна; 4 — изобутановая колоииа; 5—бута-
новая колонна; 6 — сложная бутановая колоииа;
/ — сырьевой поток фракции олефинов; // — циркулирующая кислота; III — циркулирующий
изобутаи; IV— паровой поток продуктов реакции (пропан и изобутаи); V — жидкий поток
продуктов реакции (С< и выше); VI — сырьевой поток фракции изобутаиа; VII — пропаи;
VIII — бутан; IX — алкнлат.
237
пилирования— более ранняя схема а и более поздняя схема б
[25].
При сернокислотном алкилировании из отстойника уходят два
продуктовых потока в паровой и жидкой фазах. В связи с этим
для блока разделения по рис. IV-27, а принята схема последова-
тельно-параллельного разделения продуктов реакции: паровой про-
дуктовый поток делится на пропан и изобутан, а жидкий продук-
товый поток делится в двух последовательно работающих колон-
нах на рециркулирующий изобутан, н-бутан и алкилат. В более
поздней, усовершенствованной схеме по рис. IV-27, б жидкие про-
дукты реакции разделяются в сложной отпарной колонне, из ко-
торой сверху уходит изобутан и боковым погоном в паровой фазе
отбирают фракцию н-бутана; с низа колонны выводят алкилат.
При фтористоводородном алкилировании продукты реакции
уходят из отстойника в жидкой фазе (рис. IV-28) [25]. По вариан-
ту а жидкая фаза поступает в отпарную изобутановую колонну,
из которой боковым погоном в паровой фазе отбирают н-бутан и
из куба — алкилат. Изобутан и пропан с верха отпарной колонны
поступают на разделение в пропановую колонну. Следы фтористо-
водородной кислоты отпаривают в отпарной колонне от пропана и
рециркулируют вместе с изобутаном в реактор. По варианту б
продукты реакции поступают в сложную пропан-изобутановую ко-
лонну, с верха которой отбирают пропан, боковым погоном в жид-
Рис. IV-28. Варианты технологических схем блока фракционирования установки
фтористоводородного алкилирования изобутана олефинами:
1 — реактор; 2 — отстойник; 3 — пропановая колонна; 4 — пропаи-изобутаиовая колонна; 5 —
бутановая колонна (стабилизатор); 6 — отпарная нзобутаиовая колонна; 7 — фтористоводо-
родная отпарная колонна; 8 — разделительная емкость;
я — сырьевой поток фракции олефинов; II — циркулирующая кислота; III — циркулирующий
изобутан; IV—пропаи; V — сырьевая бутановая фракция; VI—бутаи; VII — алкилат;
VIII — смесь продуктов реакции.
238
Рис. IV-29. Схема ректификации
смеси продуктов алкилирования
изобутана олефинами:
1 — сложная ректификационная колон-
на (К-/); 2 — пропановая колонна (К-2)-,
3 — отпарная колонна;
I — смесь продуктов алкилирования;
II — пропан; III — изобутаиовая фрак-
ция; IV— фракция бутана; V — алки-
лат (С5 н выше); VI — катализатор
(HF или H2SO4).
кой фазе выше ввода сырья отбирают циркулирующий изобутан
и с низа — стабильный алкилат. Дебутанизация алкилата прово-
дится в полной ректификационной колонне; следы фтористоводо-
родной кислоты из пропана удаляются в отпарной колонне.
Во всех схемах установок алкилирования сырьевой поток фрак-
ции бутанов подается сначала в разделительный блок для отделе-
ния от него избытка н-бутана.
Рассмотрим теперь направления дальнейшего усовершенствова-
ния технологических схем блоков разделения установок алкилиро-
вания.
Смесь продуктов алкилирования предлагается разделять по
схеме, изображенной на рис. IV-29, с использованием сложной рек-
тификационной колонны [26]. При разделении по данной схеме
получают практически чистые пропан и н-бутан, изобутановую
фракцию чистотой 92% (масс.), остальное пропан и алкилат. Изо-
бутановая фракция из сложной колонны отбирается в паровой
фазе, состав верхнего продукта сложной колонны (в % мол.): изо-
С<—60; С3—25, HF—15. Параметры технологического режима ко-
лонн К-1 и К-2 следующие:
К-/ К-2
Давление, МПа 1.5 2,1—2,5
Температура, °C
верха 49—60 52—60
питания 27—54 71
низа 150—188 93—116
верхнего бокового отбора 66—93 —
нижиего бокового отбора 88—100 —
Острое орошение подается при 38 °C, пары из кипятильника
колонны К-1 имеют температуру 177—233°C, теплоноситель в про-
межуточное сечение колонны К-1 поступает с температурой 93—
150°C и охлаждается до 93—116°C.
В патенте [27] предлагается разделять смесь продуктов в од-
ной сложной колонне вместо системы ректификационных колонн.
239
Рис. IV-30. Схема ректификации смеси продуктов ал-
килирования в сложной колонне:
/ — сырье; II — пропановая фракция; III — изобутановая
фракция; IV—фракция бутана; V — алкилат.
Головным погоном нз сложной колонны от-
бирается пропановая фракция, с остатком
уходит алкилат, с боковым погоном выше
ввода сырья в жидкой фазе выводится изо-
бутановая фракция, а боковыми погонами
ниже ввода сырья в паровой фазе отбира-
ют сначала изобутановую фракцию и за-
тем фракцию /^.-бутана (рис. IV-30). Сос-
тав сырья и продуктов разделения приве-
дены в табл. IV. 15.
Технологические параметры ректификации продуктов алкилиро-
вания в сложной колонне приведены ниже:
Давление, Температура,
МПа °C
Верх колонны................. 2,06 79
Тарелка питания.............. 1,68 47
Отбор верхнего бокового по-
гона ........................ 1,57 85
Отбор среднего бокового по-
гона . ............... 1,57 93
Отбор нижнего бокового погона 1,86 115
Кипятильник.................. 1,89 224
Орошение..................... 2,2 38
В патенте [28] смесь продуктов алкилирования предлагается
разделить также в одной сложной ректификационной колонне
(рис. IV-31). Однако, в отличие от патента [27], конденсацию изо-
бутановой фракции, выводимой в паровой фазе боковым погоном,
рекомендуется осуществлять теплообменом с жидкостью в низу
изобутановой колонны, которая используется для предваритель-
ного разделения исходной смеси изомеров бутана.
Таблица IV. 15. Состав сырья и продуктов ректификации
алкилирования изобутана пропиленом (в кмоль/ч)
Компоненты Сырье F Дистиллят D Боковые погоны Остаток W Орошение
S1 Ss S3
Сз 1227,0 547 640 40 6040
uso-Ci 4916,0 8 4240 662 5 1,0 91
H-Ct 1,185 — 80 180 874 51,0 —
изо-Cs 16,2 — 5 1 1 9,2
се 467,0 — 24 — 1 442,0 —
X 7811,2 555 4989 883 881 503,2 6131
240
Рис. IV-31. Схема разделения сме-
си продуктов реакции алкилирова-
ния изобутаиа олефинами:
1 — реактор; 2 — сложная ректифика-
ционная колонна: 3 — изобутановая ко-
лонна; 4 — осушка;
/ — смесь изо- и «-бутанов; // — оле-
фины; III — катализатор; IV — пропа-
новая фракция; V — фракция «-бута-
на; VI — алкилат.
Для четкого разделения
смеси продуктов реакции на
целевые фракции в патенте
[29] предлагается также од-
ноколонная схема из слож-
ной ректификационной ко-
лонны с укрепляющей сек-
цией (рис. IV-32,а), конструктивно выполненной в одном корпусе
(рис. IV-32,б). Продукты реакции подают сверху через специаль-
ный канал примерно на 15 тарелку пропановой секции колонны.
Проходя через канал, сырье нагревается за счет теплообмена с па-
рами прг)пана и изобутана верхней части колонны. Примерно с 16
тарелки снизу часть паров поступает в укрепляющую секцию ко-
лонны — изобутановую. Тепло в низ колонны подводится через ки-
пятильник и промежуточный подогреватель. С верха колонны пос-
Рис. IV-32. Ректификация продуктов алкилирования изобутаиа олефинами в
сложной колонне с укрепляющей секцией:
а — принципиальная технологическая схема; б — схема конструктивного выполнения слож«
ного аппарата;
1 — сложная колонна; 2 — изобутановая укрепляющая секция; 3 — отгонная часть сложной
колонны;
/ — смесь продуктов реакции; // — пропановая фракция; /// — изобутановая фракция; IV —
фракция «-бутана; V — алкилат; VI — катализатор
16—1502
241
ле конденсации отбирают пропановую фракцию и в паровой фа-
зе— фракцию изобутана; ниже последней тарелки в паровой фазе
отбирают фракцию н-бутана и с остатком уходит алкилат.
Состав сырья и целевых фракции ректификации смеси продук-
тов алкилирования приведен ниже (в %, об.):
Поток Пропан «зо-Бутан н-Бутан Пентан и выше
Сырье . . 11 69 5,2 14,8
Пропановая фракция . . . . 98,5 1,5 — -—
Фракция н-бутана . . — 5 85 10
Фракция изо-бутана . ... з 94 2 1
Алкилат — — 2 98
Материальный баланс и параметры технологического режима
таковы:
Поток Расход потока, т/сут Давление, МПа Темпера- тура, °C
Сырье 9700 2,10 149
Пропановая фракция .... 470 2,10 54
Фракция н-бутана 646 2,18 204
Фракция изо-бутана ... 7195 2,10 99
Алкилат 1390 2,18 204
Орошение Жидкость в промежуточный 3530 2,10 54
подогреватель 1175 2,10 113
В заключение отметим, что предлагаемые усовершенствован-
ные схемы блоков разделения установок фтористоводородного ал-
килирования могут быть с успехом использованы и для разделе-
ния продуктов сернокислотного алкилирования, если паровую и
жидкую фазы продуктов реакции из отстойника (см. рис. IV-28, а)
подавать на разделение в сложную ректификационную колонну по
новой технологической схеме.
3.4. Разделение смеси продуктов изомеризации
парафиновых и ароматических углеводородов
Весьма перспективными в нефтепереработке являются процес-
сы изомеризации легких парафиновых углеводородов нормального
строения и ароматических углеводородов фракции С8. Изомериза-
ция н-бутана в изобутан увеличивает ресурсы сырья процесса ал-
килирования изобутана олефинами, а изомеризация углеводо-
родов Cg—Сб используется для получения высокооктановых ком-
понентов бензинов АИ-93 и АИ-98. Сырьем для процесса изомери-
зации углеводородов Cs—Сб являются легкие бензиновые фракции
н. к. —62 (пентановая фракция) или н. к. — 70 °C (пентан-гекса-
новая фракция). В первом случае используется высокотемпера-
турная изомеризация и во втором — низкотемпературная изомери-
зация.
242
Рис. IV-33. Поточная схема процесса изомеризации:
1— реакция изомеризации; 2 — сепарация (выделение водороде одер ж а щего газа); 3 — ректи-
фикация продуктов реакции;
/—сырье; II— водород; III — циркулирующий водород; IV—циркулирующее непревращен-
ное сырье; V — смесь продуктов реакции; VI — газ; VII — изомеризат.
Поточная схема процессов изомеризации легких парафиновых
и ароматических углеводородов показана на рис. IV-33. Процесс
изомеризации протекает в среде водорода и включает стадию реак-
ции и две стадии разделения продуктов реакции •— в сепараторе
и в ректификационных колоннах. Изомеризация легких парафино-
вых и ароматических углеводородов протекает при умеренно низ-
ких температурах, поэтому продукты реакции получаются в жид-
кой фазе. В сепараторе от жидких продуктов реакции отделяется
циркулирующий водород, затем в ректификационных колоннах
изомеризат разделяется на целевые компоненты. Непревращенное
сырье рециркулирует в реактор.
Технологические схемы блоков ректификации установок изоме-
ризации достаточно просты и зависят в основном от принятого со-
става рецикла (рис. IV-34); на схемах реакторы, сепараторы и
кристаллизатор изображены условно. Разделительные блоки со-
стоят из сепараторов и двух и более последовательно работающих
колонн: на установках изомеризации н-бутана в изобутан и арома-
тических углеводородов Cs (схемы а и г) — из двух колонн; на ус-
тановках изомеризации нормальных парафиновых углеводородов
Cg—Сб — из трех колонн с рециклом н-пентана [25] (схема б) или
из 6 колонн с рециклом н-пентана, н-гексана и метилциклопента-
на [30] (схема в).
Таблица IV. 16. Состав стабильного изомеризата и продуктов разделения*
Компоненты Расход сырья, т/ч (I) Относи- тельная летучесть Продукты разделения, т/ч
«зо-С5 (П) H-C5 (Ш) изо-Се (IV) ч-Св (V) С7 (VI)
изо-С5 14,4 4,75 14,033 0,367 —
H-Cs 14,4 3,94 0,288 13,975 0,137 —
изо-Се 17,2 2,05 — 0,350 16,500 0,350 —
н-Св 17,2 1,64 — — 1,155 16,179 0,866
Ст 20,0 1,00 — — — 0,430 19,570
S 83,2 — 14,321 14,692 16,792 16,959 20,436
* Римская нумерация соответствует потокам в схеме, приведенной на рис. IV-35.
16'
243
Рис. IV-34. Схемы разделительных блоков установок изомеризации к-бутана (а),
нормальных парафиновых углеводородов Cs—Св (б, в) и ароматических углево-
дородов С8 (г):
1 — реактор; 2 — сепаратор; 3 — стабилизатор; 4 — изобутановая колонна; 5 — пентановая
колонна; 6— изопентановая колонна; 7 — кристаллизатор; 8—гептановая колонна; 9— ко-
лонна рециркулята ксилолов; 10 — изогексановая колонна; 11 — гексановая колонна; 12 —
циклогексановая колонна;
/ — сырье, н-бутан; II — водород; III — циркулирующий водород; /V —газ; V — нзобутан;
VI — циркулирующий н-бутан; VII — пентаны; VIII — изопентан; IX — изомеризат; X —
циркулирующая фракция н-пеитана и н-гексаиа; XI — сырье, фракция Се—Се; XII — сырье,
фракция ароматических углеводородов С8 и этилбензол; XIII — n-ксилол; XIV — толуол;
XV—ароматические углеводороды Ся и этилбензол; XVI — фракция циркулирующих ксило-
лов; XVII — нзогексановая фракция; XV11I — циклогексан; XIX — рецикл н-гексана н ме-
тил циклогексана; XX—рецикл н-пентана.
Таблица IV. 17. Технологические параметры схемы ректификации
(рис. IV-35) стабильного изомеризата
№ колонны Флегмовое число R N «1 Условные приве- денные затраты, млн. руб.
Схема а
1 14,965 66 30 6,2 1,4377
2 3,802 25 9 3,4 0,3590
3 12,331 62 35 5,8 1,1466
4 3,818 26 15 3,6 0,3566
2 — — — — 3,2999
Схема б*
1 2,199 26 10 3,9 0,4806
2 13,598 66 35 6,0 1,2941
3 12,331 62 35 5,8 1,1466
4 3,818 26 15 3,6 0,3566
2 — —• — — 3,2778
Схема в
1 14,965 66 30 6,2 1,4377
2 6,096 63 38 5,9 1 ,2472
3 2,647 26 11 3,0 0,2693
4 3,818 26 15 3,6 0,3566
2 — — — — 3,3108
* Оптимальная схема.
На установках изомеризации бензиновых фракций исходное
сырье предварительно разделяется в тех же колоннах, в которых
выделяются изомеры.
Рассмотрим результаты синтеза оптимальной схемы блока раз-
деления продуктов реакции изомеризации прямогонной фракции
н.к.— 62 °C [31]. Синтез проводили методом динамического прог-
раммирования. В табл. IV. 16 приведен состав стабильного изоме-
ризата и продуктов разделения. Для расчетов было принято, что
фракция изопентана содержит 2% (мол.) «-Се; фракция «-пента-
на— по 2,5% (мол.) изо-С.5 и изо-Сб; фракция изогексана — по.1%
(мол.) н-С5 и н-С6; фракция гексана — по 2,5% (мол.) «зо-С6 и
н-Ce; фракция гептана!—5% (мол.) н-Су. Синтез оптимальной схе-
мы проведен на основе приведенных затрат. Результаты расчетов
Рис. IV-35. Некоторые из возможных схем ректификации продуктов изомериза-
ции легких бензиновых фракций:
I — сырье; // — продукты разделения (см. табл. IV.16).
245
для трех схем (из 14 возможных схем разделения) приведены на
рис. IV-35 и в табл. IV. 17. Как видно, минимальные приведенные
затраты соответствуют схеме б.
4. РЕКТИФИКАЦИЯ НЕФТЯНЫХ ФРАКЦИЙ
С ПОЛУЧЕНИЕМ АРОМАТИЧЕСКИХ УГЛЕВОДОРОДОВ
4.1. Методы выделения ароматических углеводородов
из нефтяных смесей
Основным источником ароматических углеводородов на нефте-
перерабатывающих заводах являются установки каталитического
риформинга. Фракции низших ароматических углеводородов Сб—
Cg получают экстракцией или ректификацией из катализатов ри-
форминга. Высшие ароматические углеводороды получают из этих
же фракций методом ректификации. Для разделения ароматиче-
ских углеводородов применяют также адсорбцию и кристаллиза-
цию В связи с резким ужесточением требований к чистоте полу-
чаемых ароматических углеводородов все большее значение приоб-
ретают новые методы разделения: на мембранах, термодиффузия,
клатрация. Однако наиболее распространенными методами разде-
ления продолжают оставаться обычная, азеотропная и экстрактив-
ная ректификации. В зависимости от концентрации ароматических
углеводородов в сырье и от того, сколько индивидуальных арома-
тических углеводородов необходимо .выделить, могут применяться
разные методы. Так, при высокой концентрации в сырье аромати-
ческих углеводородов (более 70% масс.) выгодно применять азео-
тропную ректификацию, а при концентрации 30—50% (масс.) хо-
рошие результаты можно получить экстрактивной ректификацией.
Современными требованиями к чистоте индивидуальных арома-
тических углеводородов Се, получаемых ректификацией, жестко
ограничено содержание неароматических примесей в исходной
смеси изомеров и особенно примесей парафиновых и нафтеновых
углеводородов Сд и выше (ГОСТ 9410—78). Так, содержание не-
ароматических примесей должно быть не более 0,5% (масс.), в
том числе углеводородов Сд и выше,— не более 0,15% (масс.).
Таблица IV. 18. Основные требования к качеству технического ксилола
и изомеров ксилола
Показатели Ксилол тех- нический неф- тяной марин А (ГОСТ 9410—78) n-Ксилол неф- тяной высший (ТУ 38-101255— 72) о-Ксилол неф- тяной высший (ТУ38-101254— 72)
Фракционный состав, °C н. к., не ниже 137
к. к., не выше 141,2 — —
Содержание, % (масс.) основного вещества, не менее 99,5 99,1 98,9
сульфируемых веществ .... 99,5 100 100
Температура выкипания 5—95%, °C, не более — 138,4±0,6 144,4±0,5
246
Основными нормируемыми показателями качества техническо-
го ксилола и изомеров ксилола являются: содержание основного
вещества, ароматических углеводородов (содержание сульфируе-
мых веществ), фракционный состав (пределы выкипания) и содер-
жание примесей. Некоторые из шоказателей даны в табл. IV. 18.
Углеводородный состав технического ксилола характеризуется
различным содержанием изомеров и этилбензола и зависит от спо-
соба его получения. Например, в техническом ксилоле каталитиче-
ского риформинга содержится 20—25% о-ксилола, 35—40% лг-кси-
лола, 15—20% n-ксилола и 15—20% этилбензила.
4.2. Выделение смеси ароматических углеводородов
из катализатов риформинга
Для выделения фракции суммы ароматических углеводородов
из катализатов риформинга используют метод азеотропной ректи-
фикации с применением метанола в качестве разделяющего агента.
Принципиальная схема установки показана на рис. IV-36. Ус-
тановка состоит из трех блоков: блока подготовки сырья, предназ-
наченного для выделения легкой фракции из исходного катализа-
та>—фракции НО—170°С; блока азеотропной ректификации, пред-
назначенного для выделения технического ксилола из узкой аро-
матизированной фракции 120—140°С и блока регенерации разде-
ляющего агента.
Головной погон колонны К-1 направляется на специальную установку для
извлечения из него толуола. С верха колонны К-2 получается ксилольный кон-
центрат, который после смешения с метанолом поступает на азеотропную ректи-
фикацию в К-3. С низа К-3 отбирается технический ксилол, а сверху — смесь ме-
танола с бензином, не содержащим ксилолов, которая после конденсации и охлаж-
дения смешивается с водой и направляется в экстрактор, а затем в отстойник для
отделения метанола. Водный раствор метанола (50—60%-й) подвергают ректифи-
кации в колонне К-4. С верха колонны отбирают 98 %-й метанол и возвращают
его в процесс, а снизу — воду, содержащую до 12% метанола и далее ее направ-
ляют на смешение с дистиллятом колонны К-3 перед экстрактором.
Кратность орошения в колоннах К-1, К-2 и К-3 составляет соответственно 2,
3 и 1,5. Колонны имеют по 50 тарелок. Бензин без ксилолов после отмывки от
Рис. IV-36. Технологическая схема азеотропной ректификации продуктов катали-
тического риформинга с целью выделения технического ксилола:
1, 2 — ректификационные колонны; 3 — азеотропная ректификационная колонна- 4 — мета-
вольная колонна; 5 — экстракционная колонна; 6 — отстойник;
I — смесь суммарных ксилолов; II — бензиновая фракция до 120 °C; III — бензиновая фрак-
ция выше 145 °C; IV — технический ксилол; V—вода; VI — бензиновая фракция (без кси-
лолов); VII — метанол; VIII — головка стабилизации.
247
Таблица IV.19. Экспериментальные и расчетные данные
для ректификационной колонны выделения ароматических углеводородов
Компоненты Состав продуктов разделения, % (масс.)
сырье Хр Экспериментальные данные Расчетные данные
дистиллят XD кубовый Про- дукт XW дистиллят XD кубовый про- дукт xw
Толуол 36,6 81,4 0,5-10-» 89,78 0,5-10-2
Этилбензол 61,5 14,4 99,99 5,57 99-988
2,2-Диметилгептан 0,32 0,70 0,9-10-2 0,78 0,7-10-*
н-Октан 1,58 3,5 0.5-10-» 3,87 0,6-10-2
метанола используют как компонент автомобильного топлива; кубовый остаток
колонны К-2 направляют на установку каталитического крекинга, а дистиллят ко-
лонны К-1 после извлечения толуола используют как компонент автомобильного
бензина.
Для получения фракции смеси ксилолов обычно используют
бензиновую фракцию 105—140°С, из которой после риформинга
смесь ароматических углеводородов экстрагируется диэтилентли-
колем. Однако для получения смеси ксилолов более выгодным ока-
зывается каталитический риформинг фракции 105—124 °C с после-
дующим выделением смеси ксилолов из катализата ректификаци-
ей [11, 32]. Ректификация стабильного катализата проводится
последовательно в двух колоннах. В первой колонне четко отгоня-
ется толуол и все предельные углеводороды, содержащиеся в ка-
тализате, с минимальным отбором этилбензила и ксилолов. Во
второй колонне смесь ксилолов отгоняется от высоко кипящих аро-
матических углеводородов. Отбор смеси ксилолов составляет 92—
95% (масс.), качество смеси ксилолов удовлетворяет требованиям,
предъявляемым к ксилолу техническому нефтяному по ГОСТ
9410—78 марки А и дополнительному условию по содержанию не-
предельных углеводородов Сд и выше не более 0,15% (масс.).
Оптимальные параметры ректификации катализата риформин-
га узкой бензиновой фракции 105—127 °C с выделением аромати-
ческих углеводородов Св высокой степени чистоты определялись
экспериментальным и расчетным путем [33]. Как следует из
табл. IV. 19, ароматические углеводороды С8 с чистотой 99,5% и
выше с высоким выходом (90—92% масс.) могут быть - получены
без экстракции методом простой ректификации (при флегмовом
числе 7) в колонне эффективностью 25 т. т. (в концентрационной
части бив отгонной 19 тарелок).
4.3. Ректификация смеси ароматических углеводородов
с получением бензола, толуола и ксилолов
При разделении смеси ароматических углеводородов получают
следующие фракции (в % масс.): бензольную с содержанием то-
луола 0,1 % > толуольную с содержанием 0,1% . бензола и 0,1% кои-
248
Рис. IV-37. Схема ректификации смеси ароматических углеводородов:
1 — адсорберы; 2—бензольная колонна; 3— толуольная колонна; 4 — кснлольная колонна;
Z — смесь ароматических углеводородов (экстракт); // — бензол; /// — толуол; IV—ксило-
лы; V — ароматические углеводороды С> и выше.
лолюв; ксилольную с содержанием 1% толуола и 1% углеводоро-
дов Сэ и, наконец, фракцию С9 с содержанием 3% ксилолов. Инди-
видуальные ароматические углеводороды (бензол, толуол) и смесь
ксилолов, как правило, получают методами обычной ректифика-
ции. Схема ректификации смеси ароматических углеводородов
(экстракта платформинга) показана на рис. IV-37.
Сырье после нагрева в теплообменнике и трубчатой печи направляется на
осушку в один из двух параллельно работающих адсорберов. Осушенный экс-
тракт поступает на разделение последовательно в три колонны. С верха бензоль-
ной колонны выводятся пары, которые после конденсации и охлаждения возвра-
щаются как орошение на верхнюю тарелку колонны, а товарный бензол выводит-
ся в жидкой фазе с 6-й тарелки. Фракция Cg и выше используется как компонент
автомобильного бензина. В бензольной и толуольной колоннах применяют термо-
сифонные подогреватели на водяном паре с технологическими параметрами: дав-
лением 1,1 МПа и температурой низа колонны 185 °C.
Колонны обеспечивают получение бензола и толуола чистотой 99,9%, содер-
жание толуола в смеси ксилолов не превышает 1,5%. Фракция суммы ароматиче-
ских углеводородов выкипает в пределах 138,1—141,2 °C, что указывает на низ-
кое содержание в ней высокомолекулярных ароматических соединений. Колонны
оборудованы клапанными тарелками: в бензольной 44, толуольной 34 и ксилоль-
ной 30. Давления в колоннах 200 гПа, остальные технологические параметры
приведены ниже:
Параметры Бензольная колонна Толуольная колонна Ксилольпая колонна
Температура, “С
верха 73 100 130
низа 130 140 165
ввода сырья 110 125 135
орошения флегмы на выходе из ки- 50 40 40
пятильника . —• •— 180
Кратность орошения .... Скорость паров, м/с 5 2,2 1,4
вверху 0,985 0,692 0,66
внизу 0,875 0,686 0,498
Плотность орошения, м3/(м-ч)
(числитель — в верху колон- ны, знаменатель — внизу) — — 94/11,5
Для разделения фракции суммы ароматических углеводородов,
с получением индивидуальных углеводородов сравнительно высо-
249
кой степени чистоты в работе [34] рассматривается возможность
применения одноколонной ректификационной системы с двумя вво-
дами питания (см. рис. П-2, б) при следующих исходных данных:
Расход, кмоль/ч
сырья (Ft=F2)...........................
дистиллята (D) ....................
бокового погона (S) .................
остатка (W) .........................
Флегмовое число .................
Давление, МПа............................
Число теоретических тарелок по секциям
колонны сверху вниз .....................
100
70
60
70
2,2
0,1
16, 9, 11, 19
Составы сырья и продуктов разделения приведены ниже
(в мольн. долях):
Составы Бензол Толуол Ксилол
Верхнего питания . . . 0,7 0,3 —
Нижнего питания . . . — 0,3 0,7
Дистиллята . . . 0,99996 0,39-10-4 —
Бокового погона . . . . 0,31 10 8 0,99883 0,86 10-3
Остатка •«• — 0,199 10-2 0,99801
Экономия энергии по сравнению с двухколонной схемой состав-
ляет — 16%.
Разделение смеси бензол — толуол — фенол (бифенил) с полу-
чением компонентов высокой степени чистоты рекомендуется [35]
проводить в сложной колонне с отбором дистиллята, остатка и
бокового погона, причем последнего в паровой фазе. Заданные ус-
ловия разделения могут быть достигнуты практически по всем
компонентам при давлении в верху колонны 280 гПа, в середине
680 гПа и в низу 910 гПа; температуре верха колонны 70 °C и тем-
пературе питания 106 °C, при числе тарелок в колонне 38, подаче
сырья на 19 тарелку (счет тарелок сверху), отборе бокового пого-
на с 32-й тарелки и флегмовом числе 0,965.
Материальный баланс процесса и потери ценных компонентов
приведены ниже (в % мольн.):
Состав
сырья ......................
дистиллята ..............
бокового погона . . . .
остатка .................
Потери компонентов (в числи-
теле заданное разделение, в
знаменателе — полученное прн
моделировании процесса)
с дистиллятом ...............
с боковым погоном . . .
с остатком ..............
Бензол Толуол Фенол (бифенил)
91,156 4,812 4,032
99,95 0,05 —
1,9 98,0 0.1
— 3,8 96,2
— 0,1/0,95
0,1/0,099 —
— 2/3,31
250
Рис. IV-38. Варианты технологиче-
ских схем ректификации смеси
бензол — толуол — ксилолы:
/ — сырье; 11— бензол; 111 — толуол;
IV — ксилолы.
Для уменьшения потерь толуола с остатком необходимо повы-
сить чистоту фенола до 97,7%.
Ниже приведены результаты синтеза оптимальных схем ректи-
фикации трех- и четырехкомпонентных смесей низших ароматиче-
ских углеводородов (бензола, толуола, ксилолов и этилбензола),
проведенного прямым перебором возможных вариантов схем разде-
ления [31, 36—38].
При разделении смеси бензол — толуол—.ксилолы следовало
получить бензольную и ксилольную фракции чистотой 99% и то-
луольную фракцию чистотой 98% [36]. Для рассматриваемого слу-
чая имеются два варианта технологических схем (рис. IV-38). Ре-
зультаты расчетов по определению оптимальных параметров про-
цесса ректификации и .конструктивных размеров аппаратов приве-
дены в табл. IV.20.
Относительные летучести смесей бензол — толуол и толуол —
ксилолы составили 2,62 и 2,86. Из данных, приведенных в таблице,
следует, что для первых трех составов исходной смеси оптимальные
технологические параметры отвечают схеме а, а для четвертого со-
става— схеме б, что соответствует также результатам оптимально-
го синтеза схемы разделения ароматических углеводородов, выпол-
ненного в работе [37]. На рис. IV-39 приведены области оптималь-
ности анализируемых схем разделения при получении целевых
фракций с указанной выше степенью чистоты.
Таблица IV.20. Результаты синтеза оптимальной схемы
ректификации смеси бензол — толуол — ксилолы
Исходная смесь, кмоль/ч Схема а Схема б
бензол толуол ксилолы К-1 К-2 <₽• К-1 К-2 ф*
^опт ^ОПТ ^опт "опт ^ОПТ "опт ^опт "опт
20 30 60 100 30 20 30 100 50 50 10 700 2,344 1,52 1,204 2,67 20,02 20,35 20,70 19,58 1,746 2,27 0,872 4,96 19,45 19,36 19,87 19,56 100 100 100 100 0,996 0,805 3,68 2,15 20,60 21,40 22,31 20,50 1,96 1,312 1,187 1,53 20,29 20,60 20,73 20,39 105,3 111,2 136 91,2
* Ф — относительные приведенные затраты.
251
Рис. IV-39. Области оптимальности схем
ректификации смеси бензол — толуол —
ксилолы при чистоте бензольной ксилоль-
ной фракций 99% и толуольной фракции
98% (а и б — схемы ректификации по
рис. IV-38).
Состав сырья и продуктов разделения, использованный при син-
тезе оптимальной схемы ректификации смеси бензол — толуол —
ксилолы—этилбензол, приведен в табл. IV.21 [31].
Для рассматриваемого случая разделения четырехкомпонентной
смеси, как известно, имеется пять вариантов схем ректификации
(см. рис. П-10). Выбор оптимальной схемы разделения проведен на
основе анализа приведенных затрат. Результаты расчетов по опре-
делению оптимальных параметров разделения для каждого вари-
анта схемы приведены в табл. IV.22.
Для рассматриваемой смеси ароматических углеводородов ока-
залось, что последовательное выделение компонентов по мере убы-
вания летучести (схема а) приводит к минимальным приведенным
затратам. Следует отметить, что в нефтепереработке чаще приме-
няют именно такую последовательность выделения компонентов;
разделение по принципу половинного деления смеси (дихотомии)
обеспечивает также условия, близкие к оптимальным (схема д).
В работе [38] проведено сравнение четырех вариантов схем
(рис. IV-40) для разделения смеси бензол—толуол — .ксилолы на
основе анализа приведенных затрат. Результаты анализа представ-
лены на рис. IV-41. Найдено, что при увеличении содержания бен-
зола в исходной смеси до 30% наиболее эффективной является
Таблица IV.21. Исходные данные по составу сырья
и продуктов разделения при синтезе технологической схемы
разделения смеси ароматических углеводородов [31]
Компоненты Сырье, т/ч Продукты разделения, т/ч
Относительная летучесть компонентов бензольная фракция толуольная фракция ксилольная фракция этил бензоль- ная фракция
Бензол 11,9 10,50 11,870 0,030
Толуол 38,5 3,99 0,014 38,100 0,386 —
Ксилолы 40,3 1,39 — 0,045 40,103 0,152
Фракция Св 6,0 1,00 — — 0,348 5,652
Всего 2 96,7 — 11,884- 38,175 40,837 5,804
252
Таблица IV.22. Технологические параметры схем ректификации
ароматических углеводородов
№ юлонны К Общее число тарелок N Число тарелок в укрепляющей секции Ок> м Условные приве- денные затраты, млн. руб.
Схема а
1 3,783 27 15 2,8 0,2901
2 1,452 23 16 3,5 0,4167
3 3,675 44 18 4,9 0,8398
X — — — — 1,5466
Схема б
1 3,783 27 15 2,8 0,2901
2 2,895 46 ' 2) 5,4 1,0735
3 1,413 23 16 3,5 0,4094
X — — — — 1,7730
Схема в
1 1,587 47 21 5,5 1,1375
2 1,025 24 17 3,7 0,4692
3 3,276 27 16 2,6 0,2508
X — — — — 1,8575
Схема а
1 1,587 47 21 5,5 1,1375
2 3,744 27 15 2,8 0,2870
3 1,413 23 16 3,5 0,4094
X — — — — 1,8339
Схема д
1 1,049 24 17 3,7 0,4755
2 3,276 27 16 2,6 0,2508
3 3,676 44 18 4,9 0,8398
X — — — — 1,5661
схема г, при содержании бензола менее 10% становится выгодной
схема в вследствие роста тепловой наррузки на куб для поддержа-
ния концентрации легколетучего компонента в заданных пределах;
при увеличении содержания тяжелолетучего компонента в исход-
ной смеси до 30% схема г также остается самой выгодной.
Рис. IV-40. Варианты схем ректификации смеси бензол — толуол — ксилолы.
253
Рис. IV-41. Зависимость относительной стоимости общих затрат для ректифика-
ции смеси бензол — толуол — о-ксилол от содержания бензола или о-ксилола в
сырье:
а, б, в и г — на кривых соответствуют схемам ректификации по рис. IV-40.
4.4. Ректификация смеси этилбензола и ксилолов
Разделение смеси этилбензола и ксилолов на индивидуальные
компоненты является достаточно сложной задачей в связи с бли-
зостью их температур кипения и относительных летучестей:
о-Ксилол л-Кснлол «-Ксилол Этилбензол
Плотность р*° .... 0,8802 0,8642 0,8610 0,8669
Показатель преломления 20 nD 1,5054 1,4972 1,4958 1,4959
Температура, °C кипения 144,4 139,1 138,4 136,2
плавления .... —25,2 —47,8 13,3 —95,0
На рис. IV-42 изображена принципиальная схема ректификации
фракции этилбензола и ксилолов с вьщелением этилбензола,
о-ксилола и подготовкой сырья для секции кристаллизации «-кси-
лола [39]-
Исходная фракция поступает вначале в колонну 2, где из исходной смеси
выделяется этилбензол, п- и jh-ксилолы, затем в колонну 1 для выделения этил-
бензола. Нижний продукт колонны 3 направляется в колонну 4 для выделения
о-ксилола. Ароматические углеводороды Сд и выше используют как высокоокта-
новый компонент автобензина. Смесь изомеров Сз подвергают низкотемператур-
ной кристаллизации с получением л-ксилола и концентрата л-ксилола. Последний
передают на изомеризацию для увеличения производства п-ксилола.
Для выделения о-ксилола используют каскад из двух колонн с общим числом
тарелок 200, а для выделения этилбензола — каскад из трех колонн по 100—
150 тарелок в каждой (на схеме условно показана одна колонна). Ректификация
проводится при небольшом избыточном давлении 0,02—0,08 МПа. Выход о-кси-
лола на сырье составляет в среднем 15—20% (масс.); при чистоте продукта 98,6%
и среднем содержании его в сырье 21% отбор от потенциала составляет 74,2%.
254
Рис. IV-42. Технологическая схема фракционирования ксилолов:
1 — этилбензольиая колонна, 2, 3 — колонны выделения этилбензола, м- и л-кснлолов; 4 —
о-ксилольная колоииа;
/изомеризат из секции изомеризации; // — сырье (технический ксилол); /// — боковой
погои в секцию кристаллизации (п- и jh-ксилолы); IV — этилбензол; V — отгон; VI — вода;
VII — тяжелые ароматические углеводороды С» и выше; VIII — товарный о-ксилол.
Этилбензол получают чистотой не менее 99,6%. При кратности орошения 100,
указанном выше числе тарелок в колонне и чистоте этилбензола обеспечивается
высокий отбор его с дистиллятом (70—90%) [40]. Этилбензол отбирается в жид-
кой фазе с одной из верхних тарелок колонны 1. В процессе ректификации в емко-
сти колонны 1 вместе с этилбензолом накапливаются парафиновые и ароматиче-
ские углеводороды, которые в виде азеотропной смеси с этилбензолом периоди-
чески откачивают с установки.
Выделение этилбензола из омеси ксилолов и разделение смеси
ксилолов на изомеры проводится обычно на отдельных установках.
При четкой ректификации смеси ксилолов важным является
поддержание постоянных температур и давления процесса, так как
даже незначительные колебания параметров процесса приводят к
заметному ухудшению качества продуктов на длительный период.
Разделение ароматических углеводородов Се иногда проводят
и по другой схеме (рис. IV-43). В колонне 1 с остатком выделяется
о-ксилол и углеводороды Сд, дистиллят подвергается низкотемпе-
ратурной кристаллизации с отделением n-ксилола. Затем из этого
Рис. IV-43. Технологическая схема разделения ксилольной фракции:
/, 2 — колонны выделения о-кснлола; 3 — колонна выделения этилбензола н концентрата
л-ксилола; 4 — низкотемпературный кристаллизатор;
I — сырье; II — л-кснлол; III — о-ксилол; IV—ароматические углеводороды Се и выше;
V — этилбензол; VI — концентрат л-ксилола.
255
Таблица IV.23. Состав исходного сырья и продуктов разделения
смеси ксилолов
Продукт Отбор, % (масе.) Состав изомеров, % (масс.)
ОТ ИСХОД- НОЙ загрузки от содер- жания этилбен- зол О-КСИ- ЛОЛ П-КСИ- ЛОЛ ж-кси- ЛОЛ пара- фины
Исходное сырье 100 20,7 22,1 18,5 38,7
о-Ксилол 21,8 98,6 — 99,4 0,6 — —.
п-Ксилол 10,9 59,0 — 0,2 97,7 2,1 —
Этилбензол 19,5* 94,0 99,4 — 0,4 — 0,2
Остаток (концентрат ж-ксилола) 47,8 — 4,3 9,1 — 86,6 —
* В том числе 0,2% (масс.) парафинов.
же потока в колонне 3 отделяется этилбензол от концентрата
.и-ксилола в трех последовательно работающих колоннах. В ко-
лонне 1 200 тарелок, в колонне 2 — 300. Технологический режим
ректификационных колони установки разделения ксилолов сле-
дующий:
Колонна 1 верх низ Колонна 2 верх низ
Температура, °C . 145 189 140 190
Давление, гПа . • . 800 1600 100 1300
Кратность холодного орошения . 14 — 100 —
Состав .исходного сырья и продуктов разделения смеси ксило-
лов приведен в табл. IV.23.
Для ректификации смеси ксилолов с высококипящим органиче-
ским растворителем (т. кип. — 290 °C) в количестве 6,5% (масс.)
на сырье с выходом дистиллята порядка 93% (масс.) в работе
(41] предложено использовать двухколонную схему со связанными
тепловыми потоками (рис. IV-44).
Сырье после теплообмена с парами дистиллята н орошения первой колонны
подается сначала в вакуумную колонну, где содержание высококипящих ком-
понентов концентрируется с 6,5 до 10,5% (масс.). Затем остаток вакуумной ко-
лонны после нагрева поступает в колонну, работающую под давлением, здесь
Рис. IV-44. Схема ректификации
смеси ксилолов с органическим
растворителем (в колоннах даны
номера верхней, ннжней и тарелки
питания):
1 — вакуумная колонна; 2 — колонна
под давлением; 3 — подогреватель;
1 — сырье (смесь ксилолов с раствори-
телем); /Z — дистиллят (ксилолы); /// —
остаток (органический растворитель).
256
растворитель концентрируется до 47,7% (масс.) в остатке. Пары колонны под дав-
лением конденсируются за счет подогрева остатка вакуумной колонны Экономия
водяного пара по сравнению с обычной одноколонной схемой ректификации со-
ставляет 59%
Параметры технологического режима процесса разделения смеси ксилолов с
органическим растворителем приведены ниже:
Вакуумная Колонна под
колонна давлением
Температура, °C
верха.......................... 114 148
низа....................... 119 167
питания ..... 104 140
Давление*, гПа ....
вверху ........................ 520 1270
внизу...................... 580 1400
* В вакуумной колонне — остаточное, в колонне под давле-
нием — избыточное.
Некоторые расходные показатели процесса для выделения рас-
творителя из смеси ксилолов таковы (в кг/ч):
Ксилол Органический
растворитель
Сырье............. 81000 5540
Дистиллят
первый .... 34200 —
второй .... 40800 —
Остаток............. 6000 5540
Тепловая нагрузка колонн (см. рис. IV-4): Qi=3,72 МВт; Q2=l,42 МВт; Q3i=
=5,6 МВт, (?4=6,33 МВт; Qs=5,86 МВт. Флегмовые числа в обеих колоннах бы-
ли равны 0,4.
Для четкой ректификации смеси ксилолов применяют каскад
из двух и более колонн (аналогичная схема показана на рис. П-21,
см. стр. 232).
На рис. IV-45 показаны зависимости приведенных затрат на
процесс ректификации смеси ксилолов [42] и стоимости колонн [43]
от числа колонн в каскаде. Анализ кривых показывает, что с уве-
личением числа колонн в каскаде до 2—4 значительно снижаются
приведенные затраты на ректификацию главным образом за счет
уменьшения флегмового числа. Так, для смеси ксилолов указанного
выше состава минимум приведенных затрат соответствует каскаду
из 4-х колонн при флегмовом числе 65.
При ректификации смеси ксилолов с этилбензолом применяют
также схемы колонн с рециклом дистиллята. Например, при выде-
лении этилбензола схемы с рециклом обеспечивают повышение со-
держания этилбензола в кубовом продукте с 99,45% до 99,7%.
Оптимальные параметры ректификации смеси ксилолов с этил-
бензолом по схеме, .приведенной на рис. IV-43, при содержании
этилбензола в дистилляте 99,9% определялись в работе [44].
В табл. IV.24 приведен состав сырья и продуктов разделения при
различных коэффициентах отбора этилбензола. Оптимальные па-
17—1502
257
Рис. IV-45. Зависимость приведенных затрат <р (о) и стоимости колонн Вк (б) от
числа колонн в каскаде (Лг) и флегмового числа (7?) при четкой ректификации
смеси ксилолов:
«) 1 — Я-62,2; е — 63; 3 — 65; 4 — 70; 5 — 80; 6 — 100; 7 — 250.
б) 7 — ЛГ-1; 2—2; 3 — 3; 4 — 4; 5 —ЛГ-10.
раметры разделения (отбор дистиллята и флегмовое число) опре-
деляли по минимуму приведенных затрат. На .рис. IV-46 показано
изменение приведенных затрат в зависимости от доли отбора этил-
бензола. Оптимальный отбор, равный 0,186, несколько ниже потен-
циального содержания его в сырье — 0,2. Оптимальное значение ко-
эффициента избытка флегмы для приведенных условий разделения
составляет 1,125. Анализ приведенных затрат показывает, что при
разделении ксилолов стоимость разделения в основном определя-
ется энергетическими затратами.
о-Ксилол высокой чистоты (99,6—99,7% масс.) может быть по-
лучен также ректификацией смеси ароматических углеводородов
Се и Сд в сложной колонне, из которой о-ксилол отбирается в виде
бокового погона в области максимального распределения целевого
компонента, ниже места .ввода сырья (рис. IV-47) [45]. Состав
Таблица IV.24. Состав сырья и материальный баланс
этилбензольной колонны (в кмоль/ч)
Компоненты Сырье Дистиллят Остаток
варианты расчета варианты расчета
1 2 3 4 1 2 3 4
Этилбензол 20 19,600 19,000 18,600 18,000 0,40 1,00 1,400 2,000
л-Ксилол 17 0,020 0,020 0,018 0,018 16,98 16,98 16,981 16,982
Ж-К'СИЛОЛ 42 — — —• — 42,00 42,00 42,000 42,000
о-Ксилол 21 — — —— — 21,00 21,00 21,000 21,000
Всего 100 19,620 19,020 18,618 18,018 80,38 81,98 81,381 81,982
25 8
Таблица IV.25. Состав сырья и получаемых продуктов
при ректификации смеси ароматических углеводородов
С8, С9 (в % масс.)
Углеводороды Сырье Дистиллят Верхний боковой погои Нижний боковой погои Остаток
Неароматические углеводороды и бензол 0,40 0,6 0,033 0,05 0,25
Толуол 0,40 0,6 0,033 0,05 0,25
Этилбензол 18,40 22,7 0,10 0,05 0,50
л-Ксилол 18,80 22,9 0,10 0,05 0,50
л-Ксилол 43,20 52,6 0,10 0,05 0,50
о-Ксилол 18,75 0,6 99,60 99,7 39,60
Ароматические углеводороды 0,05 — 0,034 0,05 58,40
Вс его 100,00 100,00 100,00 100,00 100,00
сырья и получаемых .продуктов приведен в табл. IV.25. Для получе-
ния заданного разделения в колонне необходимо иметь 170 тарелок
с соотношением числа тарелок в концентрационной и отгонной ча-
стях 5: 12, флегмовом числе 10, давлении в верху колонны 0,25—
0,28 МПа.
При разделении смеси этилбензола и изомеров ксилола по
обычной схеме в первой колонне в качестве верхнего продукта вы-
деляется этилбензол, во второй колонне из оставшейся смеси в ка-
честве нижнего продукта получают о-ксилол. В работе [46] для
разделения смеси этилбензола с ксилолами рекомендуется схема
ректификации в системе колонн со связанными тепловыми и мате-
риальными потоками (рщс. IV-48), применение которой позволяет
на 50% сократить расход тепла и на 10% уменьшить капитальные
вложения. Материальный баланс процесса по указанной схеме при-
веден в табл. IV.26.
Эффективность применения схемы с тепловым насосом на верх-
нем продукте при разделении смеси этилбензол — о-ксилол рас-
смотрена в работе [47]. В схеме предусмотрен нагрев исходной сме-
си теплом отводимых с установки потоков остатка и дистиллята.
Сравнение обычной и новой схемы ректификации показало, что
применение последней дает значительную экономию энергии.
Рассмотрим еще две схемы со связанными тепловыми потока-
ми для разделения смеси этилбензол — ксилолы. По первой схеме
Рис. IV-46. Зависимость приведенных затрат (на 1 т
этилбензола, руб.) от относительного отбора этилбен-
зола z—DIF.
17
259
Рис. IV-47. Схема сложной колонны для выделения о-ксилола высокой степени
чистоты:
/ — смесь ароматических углеводородов; 11 — отгои; 111, IV — о-ксилол; V — остаток.
Рис. IV-48. Схема ректификации смеси ксилолов и этилбензола в системе колонн
со связанными материальными и тепловыми потоками:
/ — сырье; // — этилбензол; 111 — л- и jm-кснлолы; IV — о-ксилол.
(рис. IV-49, а) [48] ректификацию ведут параллельно в системе ко-
лонн высокого и низкого давления. Колонны высокого давления на
рис. IV-49, а изображены .вверху. Давление в верхней части колонн
системы высокого давления выше давления в нижней части ко-
лонн системы низкого давления более чем на 0,06 МПа, причем
конденсаторы колонн системы высокого давления являются кипя-
тильниками для колонн системы низкого давления.
По второй схеме (рис. IV-49, бив) [49] ректификацию смеси
проводят в двух колоннах со связанными тепловыми потоками с
давлением на верху второй колонны на 0,2—0,6 МПа выше давле-
ния в низу первой колонны. В зависимости от состава сырья и свя-
зи между колоннами конденсатор ксилольной колонны используют
как теплообменник для нагрева части кубового остатка этилбен-
зольной колонны (рис. IV-49, б) или весь кубовый остаток цервой
колонны используют для полной или частичной конденсации от-
гона из второй колонны и одновременного испарения указанного
выше кубового остатка (рис. IV-49, в).
Таблица IV.26. Материальный баланс процесса ректификации смеси
ксилолов с этилбензолом, по схеме, приведенной на рис. IV-48,
(на 100 кг сырья)
Компоненты Расход сырья, кг Расход продуктов, кг
этилбензол О-КСИЛОЛ л-, JW-КСИЛОЛЫ
Этилбензол 16,90 11,83 5,07
п-, л-Ксилолы 62,90 0,05 0,29 62,56
о-Ксилолы 20,20 — 14,14 6,06
Всего 100,00 11,88 14,43 73,69
260
Рис. IV-49. Схемы ректификации смеси этилбензола и ксилолов в системе парал-
лельно (а) и последовательно (б, в) работающих колонн со связью колонн по
остатку (а) или по дистилляту (б):
1 — этилбензольная колонна; 2 — о-ксилол ьи а я колонна;
I— сырье; II — этилбензол; III — о-ксилол; IV—смесь изомерных ксилолов н более тяже-
лых углеводородов.
4.5. Ректификация смеси высших ароматических
углеводородов
В работе [50] рассмотрены оптимальные технологические пара-
метры ректификации смеси высших ароматических углеводородов
с выделением псевдокумола чистотой 98% (масс.) и с отбором от
потенциала 80%. Состав сырья установки выделения псевдокумола
приведен ниже: Расход, кмоль/ч Т. кип., °C (Р=0.1 МПа) Коэффициент относительной летучести
о-Ксилол .... 37,9 144,4 2,245
Этилбензол . . . 6,0 162,0 1,408
Мезитилен . . . 12,9 164,7 1,343
Псевдокумол . . 37,2 169,3 1,191
Гемимеллитол . . 6,0 176,1 1,0
Требования к чистоте и отбору целевого компонента определяют
суммарный отбор и предельное содержание примесей в псевдо-
кумоле.
261
Рис. IV-50. Схемы ректификации этилбензола-сырца:
а — обычная схема; б — новая схема;
1 — сырье; II — изобутилбензол, втор-бутилбензол; III — лг-диэтилбензол; IV—к-бутилбен*
зол, п- и о-днэти л бензол; V — трнэтилбензол.
Для получения псевдокумола из смеси ароматических углеводо-
родов использовали двухколонную схему ректификации с прямым
потоком: в первой колонне с дистиллятом отбирали все легкие
углеводороды (о-ксилол, этилтолуол, мезитилен), во второй колон-
не с дистиллятом отбирали целевой продукт псевдокумол и с ос-
татком — гемимеллитол.
Независимыми переменными процесса являются величины отбо-
ров псевдокумола и концентрация мезитилена в первой колонне.
Отбор целевого продукта в первой колонне изменяли в пределах
80,1—99,9% от потенциала, а концентрацию мезитилена 0,1—1,9%
(масс.). Для второй колонны отбор псевдокумола и концентрация
гемимеллитола однозначно определяются фиксированными требо-
ваниями к чистоте и общему отбору целевой продукции.
Оптимизацию проводили по минимуму приведенных затрат.
В результате расчетов получено оптимальное значение отборов
псевдокумола в первой колонне 81% и во второй 98,3% от потен-
циала; содержание примесей мезитилена и гемимеллитола 1,25 и
0,75% (масс.) соответственно. Оптимальные технологические пара-
метры двух колонн агрегата при отборе 81 % в первой колонне и
полученных концентрациях примесей приведены ниже:
Колонна 1 Колонна 2
Состав смеси, % (масс.)
мезитилен.......................... 1,25 —
гемимеллитол.................... — 0,75
Флегмовое число
минимальное........................ 4,99 5,93
оптимальное.................... 7,32 8,81
Число теоретических тарелок в
секциях
концентрационной..............21 41
отгонной...................... 49 30
Число реальных тарелок .... 98 100
Диаметр колонны, м............. 2,6 2,0
262
Таблица IV.27. Материальный баланс процесса разделения
диэтилбензола-сырца (на 100 кг смеси)
Компоненты Сырье Продукт»
мзобутилбек- зол+втор-бу- тилбензол Л4-ДИ- этил- бецгзол н-бутмлбеы- яол-]-л- и о-ди- этилбеизолы трнэтил- бекзол
Изобутилбензол + втор-бутил- беизол 16,5 16,335 0,165 — —
л-Днэтилбензол 49,8 0,850 46,350 2,600 —
н-Бутнлбензол+n- и о-днэтил- беизолы 28,8 — 5,100 23,695 0,005
Триэт ил бензол 4,9 — — 0,005 4,895
Всего 100,0 17,185 51,615 26,300 4,900
Для разделения смеси производных бензола (диэтилбензола-
сы;рца) на целевые фракции вместо обычной схемы с прямой
связью потоков предлагают [51] использовать комбинированную
схему с простыми и с многосекционной колоннами со связанными
материальными и тепловыми потоками (рис. IV-50). Материальный
баланс процесса разделения приведен в табл. IV.27.
Применение комбинированной схемы по сравнению с обычной
позволит примерно на 15% снизить энергетические затраты и на
10—20% капитальные вложения:
Обычная схема Новая схема Экономический эффект, %
Объем испаренной жид- кости (моль на 100 моль
сырья) Объем сконденсирован- 1729 1382 +20,0
кого пара (моль на 100 моль сырья) 1634 1365 + 16,5
Число теоретических та- релок 245 261 —6,5
Число кипятильников и дефлегматоров .... 6 4 +33,3
ЛИТЕРАТУРА
1. Голомшток Л. И. и др. — Нефтепереработка и нефтехимия. М., ЦНИИТЭиеф-
техим, 1975, № 4, с. 3—6.
2. Славинский Д. М., Маркарян Р. А. Опыт работы и совершенствование про-
мышленных установок четкой ректификации широких бензиновых фракций.
М., ЦНИИТЭнефтехим, 1973. 64 с.
3. Креймер М. Л. и др. — Труды БашНИИ НП, 1963, вып. 6, с. 95—101.
4. Коротков П. И., Исаев Б. Н., Тетерук В. Г. Первичная перегонка нефти на
высокопроизводительных атмосферно-вакуумных установках. М., Химия, 1975.
120 с.
5. Вижгородский Б. И. — Нефтепереработка и нефтехимия. М., ЦНИИТЭиефте-
хим, 1979, № 6, с. 21—23.
6. Голомшток Л. И. и др. — Нефтепереработка и нефтехимия. М., ЦНИИТЭнеф-
техим, 1975, № 2, с. 4—6.
263
7. Скобло А. И. и др. — Химия и технология топлив и масел, 1975, № 1, с. 32—
36.
8. Путилова К- Л. — Нефтепереработка и нефтехимия. М„ ЦНИИТЭнефтехим,
1978, № 6, с. 1—4.
9. Тарелкин Л. П., Леонтьев П. В. — Химия и технология топлив и масел, 1973,
№ 10, с. 41—42.
10. Сидоров И. Е. — Нефтепереработка и нефтехимия. М., ЦНИИТЭнефтехим,
1974, № 1, с. 13—14.
11. Зыкова Л. И. и др.— В кн.: Повышение эффективности нефтехимической про-
мышленности. М., ЦНИИТЭнефтехим, 1977, с. 24—26.
12. Лозин В. В. и др. — Нефтепереработка н нефтехимия. М., ЦНИИТЭнефтехим,
1978, № 2, с. 4—7.
13. Пат. 4033857, 1977 (США).
14. Пат. 4033856, 1977 (США).
15. Bozeman Н. С. — Oil and Gas J., 1964, v. 62, № 6, p. 90—94.
16. Пат. 3717569, 1973 (США).
17. Якименко E. В., Чугайнова Е. А., Фомин В. Ф.— Нефтепереработка и нефте-
химия. М., ЦНИИТЭнефтехим, 1973, № 11, с. 8—10.
18. Аэров М. Э. и др. — Химия н технология топлив н масел, 1975, № 7, с. 30—
33
19. Пат. 54728, 1973 (СРР).
20. Пат. 450007, 1970 (Австралия).
21. Пат. 3753892, 1973 (США).
22. Пат. 3996129, 1976 (США).
23. Пат. 3882014, 1975 (США).
24. Надуткина С. И. и др.—Химия н технология топлив и масел, 1976, № 7,
с. 3—5.
25. Hydrocarbon Processing, 1970, v. 49, № 9, р. 197—202.
26. Пат. 108261, 1974 (ГДР).
27. Пат. 3371032, 1968 (США).
28. Пат. 3763022, 1973 (США).
29. Пат. 3856629, 1974 (США).
30. Абызова Т. М., Киселев Э. А., Волцек Т. В. — Нефтепереработка н нефтехимия.
М, ЦНИИТЭнефтехим, 1975, № 10, с. 3—5.
31. Петлюк Ф. Б. и др. — Химия и технология топлив н масел, 1975, № 8, с. 22—
25.
32. Маслянский Г. Н. и др. — Нефтепереработка и нефтехимия. М., ЦНИИТЭнеф-
техим, 1977, № 6, с. 26.
33. Бадьина Н. С. и др. — Нефтехимия, 1977, т. 17, Ns 3, с. 412—415.
34. Hirata М., Jamada N. — Кагаку Катаку, 1977, V. 41, Ns 9, р. 454—462.
35. Brannolk N. F„ Verneuil V. S., Wang I. L. — Chem. Eng. Progr., 1977, v. 73,
Ns 10, p. 83—87.
36. Гройсман С. А. и dp. — Нефтепереработка н нефтехимия. M., ЦНИИТЭнефте-
хим, 1974, № 1, с. 34—36.
37. Nishimura Н., Hirazumi I. — Intern. Chem. Eng., 1971, v. 11, Ns 1, p. 188—
• 193.
38. Doukas N., Luyben L. — Ind. and Erig. Chem. Process Des. and Develop., 1978,
v. 17, Ns 3, p. 272—281.
39. Бровко В. H. и др. — Нефтепереработка и нефтехимия. М., ЦНИИТЭнефте-
хим, 1977, Ns 6, с. 17—19.
40. Емельянов В. Е., Жуков С. С. Процессы разделения ксилолов. М., Хнмня,
1975. 160 с.
41. O’Brien N. С. — Chem. Eng. Progr., 1976, v. 72, Ns 7, p. 65—67.
42. Платонов В. M., Берго Б. Г. Разделение многокомпонентных смесей. М., Хи-
мия, 1965. 367 с.
43. Клименко В. Л., Садчиков И. А. — Химическая промышленность, 1974, Ns 10,
с. 745—747.
44. Александров И. А. и др. — Изв. вузов. Сер. Нефть и газ, 1975, Ns 6, с. 45—
50.
45. Пат. 118599, 1975 (ГДР).
264
46. Петлюк Ф. Б., Платонов В. М., Славинский Д. М. — Химическая промышлен-
ность, 1965, № 3, с. 206—210.
47. Martinon I. — Rev. Gen. therm., 1976, v. 15, № 179, p. 961, 963, 997, 999—
1001.
48. Пат. 52—30497, 1977 (Япония).
49. Пат. 49—27571, 1974; 52—30495, 1977 (Япония).
50. Гройсман С. А.—Труды Всесоюзного объединения Нефтехим, 1975, вып. 9,
с. 231—240.
51. Петлюк Ф. Б., Платонов В. М„ Аветьян В. С. — Химическая промышленность,
1966, № И, с. 865—868.
ГЛАВА V
СИНТЕЗ И АНАЛИЗ ТЕХНОЛОГИЧЕСКИХ СХЕМ
РЕКТИФИКАЦИИ УГЛЕВОДОРОДНЫХ ГАЗОВ
1. УГЛЕВОДОРОДНЫЕ ГАЗЫ НЕФТЕПЕРЕРАБОТКИ
Углеводородные газы являются ценным сырьем для производ-
ства высокооктановых компонентов моторных топлив и важнейшим
видом сырья для нефтехимических синтезов. В связи с этим сов-
ременные процессы г азо|р азделения призваны обеспечить макси-
мальное извлечение углеводородных компонентов из газа.
Источником углеводородных газов на нефтеперерабатывающих
заводах являются газы, растворенные в нефти и выделяющиеся на
установках АТ и АВТ, и газы, получающиеся в процессе перера-
ботки нефти. В зависимости от состава различают газы предельные
и непредельные. Предельные газы состоят из углеводородов ме-
танового ряда; получаются они на установках АТ и АВТ, катали-
тического риформинга и гидрокрекинга. Непредельные газы со-
стоят из смеси предельных и непредельных углеводородов и полу-
чаются они на установках термического и каталитического крекин-
га, пиролиза и коксования. Немного предельных газов образуется
также на установках вторичной перегонки бензинов, гидроочистки
дизельных топлив и масел.
Различают газы сухие, состоящие в основном из метана, этана
и пропана, и жирные газы, выделяющиеся при перегонке нефти и
стабилизации бензинов (.газы стабилизации), в составе которых
присутствуют в значительных концентрациях и более тяжелые
углеводороды.
Предельные и непредельные газы перерабатывают раздельно на
соответствующих блоках газофракционируюших установок (ГФУ)
вследствие их различного назначения. Характерный состав пре-
дельных газов, получаемых в процессе переработки нефти, приве-
ден в табл. V.1, а состав непредельных газов — в табл. V.2 и
V.3 [1].
При разделении предельных газов получают следующие фрак-
ции: метан-этановую (сухой газ), пропановую, бутановую, изобу-
тановую, пентановую, изопентановую н гексановую. На некоторых
установках вырабатывают этановую фракцию, которую используют
в качестве сырья установки пиролиза; в этом случае сухой газ
состоит в основном из метана. Иногда смесь пентана и более тя-
желых углеводородов не разделяют на фракции, а используют как
газовый бензин.
При разделении непредельных газов получают следующие фрак-
ции: метановую, этан-этиленовую, цропатнцропиленовую, бутан-
266
Таблица V.l. Состав предельных газов, получаемых при переработке
ромашкииской нефти и ее фракций
Процесс Компоненты газа, % (масс,)
Ci Сз Сз ЫЗО-С4 Н-С4 изо-Сб Н-С5 ЯСв
Жирный газ
Первичная нефти перегонка 2,65 13,32 41,29 8,02 24,5 5,05 3,27 1,90
Каталитический рифор- 15,40 Сух 46,50 ой г< 22,50 3 8,60 7,00
мниг Гидрокрекинг 40,00 28,40 22,50 4,20 4,90 — — —
Сжиженный газ стабилизации
Первичная перегонка — 0,80 21,70 14,80 48,20 8,10 3,50 2,90
нефти Каталитический рифор- — 1,60 46,90 26,20 21,10 2,20 2,00 —
минг Г идрокрекинг — 11,20 34,20 12,90 27,10 5,00 6,30 3,30
бутиленовую, пентан-а миленовую и тяжелые углеводороды Сб и
выше.
Целевые фракции, используемые для получения мономеров в
нефтехимическом синтезе, должны содержать, как правило, не
менее 90% целевого компонента. Так, бутадиен-1,3 получают из
бутановой фракции, содержащей 93—96% н-’бутама. Состав фрак-
Т а блица V.2. Состав непредельных сухих газов, получаемых
в процессе деструктивной переработки фракций ромашкииской нефти
Содержание компо- нентов, % (масс.) Термический крекинг мазута Каталитический крекинг газойля Легкий крекинг мазута Коксование остатков
Метан 29,9 39,9 31,8 38,9
Этилен 5,9 15,3 4,5 3,4
Этан 33,4 26,8 32,1 27,0
Пропилен 5,8 5,2 3,5 1,7
Пропаи 10,9 1,6 9,4 16,0
Бутилен 1,2 0,8 0,2 0,9
Бутаны 1,6 0,6 0,8 2,5
SC5 — 0,9 —- —
Примеси 11,3 8,9 17,7 9,6
267
ции для производства высокооктановых компонентов моторных
топлив (в % масс.) дан ниже:
Пропан-пропи-
леновая фрак-
ция (МРТУ
38-1-215-66)
Бутан-бутиле-
новая фракция
(МРТУ
38-1-214-66)
Этан, этилен . . . .
Пропан..............
Пропилен............
Бутаны..............
Бутилены............
2С5 и выше . . . .
Сероводород . . .
Вода ...............
<6,0
<55
>35,0
<6,0
<6,0
Отсутствие
0,02
Отсутствие
<8,0
Остальные
>32,0
<5,0
0,02
Отсутствие
В процессе пиролиза легких углеводородов получается смесь
предельных и непредельных углеводородов, так называемый пи-
рогаз; примерный состав его при пиролизе различного сырья при-
веден ниже (в % об.):
Пирогаз Сырье—этан Сырье—пропан Сырье—пропан- бутановая фрак- ция
Водород . . . 3-5 0,9 11—15
Метан . . . 8—12 15,9 14—17
Этилен . . . 45—55 23,6 30—36
Этан .... 20—37,8 7,2 4—7
Пропилен . . 10—20 16,9 15—19
Пропан . . . 10—18 30,0 10—28,3
Бутаны . . . 1—3 1,2 1,22—2,4
Пентаиы « . . 1-3 4,3 1,0
Примеси . . . 0,2 — 0,2—0,3
Из газов пиролиза, содержащих не менее 28—33% (об.) этиле-
на, на газофракционирующих установках выделяют метано-водо-
Таблица V.3. Состав непредельных жирных газов (газов стабилизации)
процессов деструктивной переработки нефти
Содержание компо- нентов, % (масс.) Термический крекинг Каталитический крекинг Легкий крекинг Коксование остатков
Этилен — 0,12 0,10 3,50
Этаи 0,01 0,84 0,71 5,00
Пропилен 6,07 23,00 6,76 7,50
Пропан 16,78 7,89 17,10 6,60
Изобутилен 12,20 19,81 5,14 2,15
н-Бутнлен 18,24 18,81 47,45 6,60
Изобутан 5,91 17,47 5,00 12,90
н-Бутан 34,30 4,14 8,35 15,50
Амилены 2,88 3,07 1,10 13,25
Изопентан 1,78 4,43 4,10 2,10
н-Пеитан 0,77 0,90 3,01 11,15
Се и выше 1,01 0,06 1,03 13,00
Примеси 0,05 0,09 0,15 0,75
268
Таблица V.4. Состав продуктов разделения газов пиролиза
Содержание компонентов, % (об.) Фракции
метано- водородная этановая этиленовая пропаи- пропиле- иовая бутановая бутилен- содержа- щая
Водород 27,6 — — — — —
Метан 66,7 — 0,30 — — —
Этан 1,0 97,4 0,15 6,60 — —
Этилен 1,2 0,6 99,00 2,50 — —
Ацетилен — — 0,55 — — —
Пропан 117 0,2 — 12,49 3,80 2,15
Пропилеи J 1,7 1,8 — 76,20 8,80 3,65
Метнлацетилен 0,07 — — 1,52 — —
н-Бутан | 0,6 0..58 72,60 8,10
Изобутан 3,76 2,10
н-Бутилен | 0,8 0,04 6,72 19,50
Изобутилен
Бутадиен-1,3 0,3 — — 0,07 4,09 15,50
Пентаны н выше 0,03 — —• — 0,23 49,00
родную, этиленовую, этановую, пропан-пропиленовую, бутановую и
бутилен-бутадиеновую фракции. В табл. V.4 приведен состав про-
дуктов разделения пирогаза.
2. СТАБИЛИЗАЦИЯ ТОПЛИВНЫХ ФРАКЦИЙ
2.1. Стабилизация прямогонных бензинов
Стабилизацию бензинов обычно проводят в режиме дебутаниза-
ции, когда фракция разделяется по ключевым компонентам С4 и
С5. Содержание С4 должно быть в остатке таким, чтобы обеспе-
чить заданное давление паров бензина, а содержание С5 в дистил-
ляте по отношению к сумме С4 и С5 должно быть не более 2%
(масс.), для того чтобы удовлетворить требованиям качества на
сжиженный газ.
Влияние состава сырья и различных параметров процесса на
качество продуктов стабилизации изучалось в работе [2] методом
математического моделирования процесса с помощью ЭВМ на ос-
нове потарелочного метода расчета полной колонны с отбором
сжиженного газа (головки стабилизации) и сухого газа в качестве
дистиллята и стабильного бензина в остатке. Материальный ба-
ланс процесса для типичного состава сырья приведен ниже
(в моль/ч):
Компоненты Сырье Дистиллят Остаток Орошение
с2 3,0 3,0 — 3,6
с3 281,0 28! ,0 — 340,0
U3o-Ct 104,0 104,0 — 125,0
H-Ct 222,0 220,9 1,1 266,0
изо-С5 33,5 1,5 32,0 1,7
н-С6 38,4 — 38,4 —
св 205,0 — 205,0 —
2 886,9 610,4 610,4 736,3
269
Рис. V-1. Зависимость расходов дистиллята (а) и остатка (б) от отбора дистилля-
та (на 1 кмоль сырья в час).
Мольная доля отгона сырья 0,37, температура питания 82 °C, мольный отбор
дистиллята по отношению к сырью 0,69; флегмовое число 1,2; число тарелок в
колонне 34, тарелка питания 17, считая сверху. Оптимальными условиями работы
колонны считали такие, когда 70% пропана н бутаиа в сырье уходило с дистил-
лятом (сжиженным газом), а остальное — с сухим газом.
Исследование показало, что изменение флегмового числа в пре-
делах 1,0—,1,4 и состава сырья по ключевым компонентам на 8—
10% мало влияет на состав продуктов разделения. При увеличении
флегмового числа в указанных пределах качество разделения не-
сколько улучшается, а при увеличении содержания тяжелого клю-
чевого компонента в сырье — несколько ухудшается. Более сильно
влияющим параметром является отбор дистиллята. На рис. V-1
показано изменение состава дистиллята и остатка в зависимости
от изменения отбора дистиллята. В том случае когда отбор дис-
тиллята больше 0,6878, т. е. превышает потенциальное содержание
целевых компонентов дистиллята (Ci—С4) в сырье, дистиллят на-
чинает интенсивно загрязняться тяжелыми компонентами (С5 и
выше); аналогичным образом при меньшем отборе дистиллята ос-
таточный продукт интенсивно загрязняется легкими компонентами
(С|—'€4). Следовательно, если расход дистиллята оказывается
больше суммы легких компонентов сырья, необходимо обратить
особое внимание на изменение качества сжиженных газов.
С целью удаления из прямогонных бензинов не только углеводо-
родных газов, но и сероводорода, образующегося при разложении
сернистых соединений нефти в печи атмосферной колонны, бензи-
ны отбензинивающей и атмосферной колонн подвергают совмест-
ной стабилизации.
В работе [3] рассмотрено влияние технологического режима и
состава сырья стабилизаторов на качество продуктов, степень уда-
ления сероводорода и меркаптанов из смеси бензинов прямой пере-
гонки и из бензинов термического крекинга.
270
Прямогонные бензины, полученные иа различных установках, отличаются
друг от друга содержанием растворенных газообразных компонентов — углеводо-
родов от 4,57 до 11,5% (масс.), 2Ci-< н от 0,0044 до 0,0142% сероводорода,
а также фракционным составом. Для стабилизации прямогонных бензинов давле-
ние в верху колонны принято равным 1,2 МПа, температура полной конденсации
дистиллята 45 °C. Поскольку режим дебутанизации обеспечивает получение ста-
бильного бензина, не требующего щелочной очистки, при расчетах принято, что
загрязняющим компонентом дистиллята является изопентан, а остатка — н-бутан.
Расчет режимов стабилизации прямогонных бензинов показал, что концент-
рация сероводорода в стабильном бензине зависит от содержания в ием «-бута-
на. Так, при содержании н-бутана 0,5—0,6% (масс.) концентрация сероводорода
практически остается на одном уровне, а с увеличением н-бутана выше 1 % (масс.)
концентрация сероводорода резко возрастает. Следовательно, предпочтительно
содержание н-бутана в бензине поддерживать в пределах 0,5—1,0% как для слу-
чая максимального удаления сероводорода, так и для случая полной конденса-
ции фракции н к. — 62 °C, получаемых из стабильного бензина иа установках
вторичной перегонки бензинов.
Для максимального удаления сероводорода целесообразно под-
держивать долю отгона сырья на входе в колонну на уровне со-
держания в нем дистиллятных компонентов. С целью более полного
удаления сероводорода, кроме повышения температуры питания,
рекомендуется поддерживать высокое паровое число (1,0—1,5).
При работе АВТ без отбора газа в стабилизаторе достаточно иметь
10—15 т. т. с кратностью орошения 5 и 3 соответственно.
Снижение содержания газообразных углеводородов за счет по-
вышения выхода газа на установках АВТ или утяжеление фракци-
онного состава бензина приводит к повышению затрат на разделе-
ние: к увеличению числа тарелок, кратности орошения, температу-
ры питания и парового числа. Оптимальным отношением числа тео-
ретических тарелок в отгонной части к общему числу тарелок в
колонне (по критерию Джиллиленда) является 0,4 в случае содер-
жания изопентана до 1% (масс.) и 0,5—0,6 при содержании изо-
пентана до 5 и 10% (масс.) соответственно.
Глубокая стабилизация бензинов прямой перегонки нефти рас-
сматривается также в работе [4].
При стабилизации бензинов термического крекинга, содержа-
щих значительное количество сероводорода и меркаптанов, необхо-
дима частичная их депентанизация, при которой наряду с метил-
меркаптаном удаляется этилмеркаптан.
Таким образом, использование стабилизаторов для удаления се-
роводорода и некоторых сернистых соединений из бензиновых
фракций позволяет получать на установках АВТ и термического
крекинга стабильный бензин, выдерживающий испытание на мед-
ной пластинке без щелочной очистки, а очистку сжиженных газов от
сернистых соединений выполнять централизованно на установке
ГФ У.
В работе [5] были исследованы три режима стабилизации прямогонного бен-
зина установки АВТ. Колонна имела 40 клапанных тарелок, тарелка питания —
20-я, вверху двух- н внизу четырехпоточиые тарелкн; диаметр верха колонны
271
2,8 м, низа — 3,6 м. Показатели работы стабилизатора прямогонного бензина
установки АВТ для обследованных режимов следующие:
I II III
Флегмовое число (верх колонны) . . . 9,5 11,3 13,0
Паровое число (под ннжней тарелкой) . Температура, °C 1,0 1,2 1,37
нестабильного бензина . 172 182 176
верха колонны . 64 76 74
низа колонны . 182 198 196
в емкости орошения Давление абсолютное, МПа . 46 56 54
верха колонны 1,30 1,32 1,2
в емкости орошения 1,10 1,12 1,0
Производительность, т/ч Содержание фракций Ci—С<, % (масс.) . 152 116 137
в дистилляте . 100 100 100
в стабильном бензине Выход продуктов, % (масс) 1,84 0,82 0,13
газа . . 4,1 2,4 2,7
головки стабилизации 5,7 6,9 6,5
стабильного бензина . 90,2 90,7 90,8
Состав исходного бензина и продуктов стабилизации приведен в табл. V.5,
гидродинамические характеристики работы стабилизатора приведены в табл. V.6.
Анализ полученных данных показывает, что флегмовые числа, изменяющиеся в
пределах 9,5—13, для всех режимов обеспечивают высокое качество ректифика-
ции: газы стабилизации не содержат пентанов и более высокомолекулярных угле-
водородов, а содержание пропана и бутана в стабильном бензине закономерно
уменьшается с 1,84 до 0,13% при изменении парового числа в низу колонны от
1,0 до 1,37, соответственно.
Нагрузка по парам верхней части колонны на 10—42% превышала макси-
мальную расчетную нагрузку; удельная жидкостная нагрузка была также сравни-
тельно высокой — 91 м3/(м-ч).
В связи с проведенным обследованием для .вновь проектируемых
аппаратов рекомендовано в низу колонны число тарелок принимать
несколько большим, чем вверху, и отпарные числа увеличить до
1,35—1,40.
Аналогичное обследование [6] показало, что соотношения массо-
вых потоков жидкости и пара в укрепляющей и отгонной частях
колонны резко различаются и составляют соответственно 0,8—0,9
Таблица V.5. Состав исходного бензина и продуктов стабилизации
по легким углеводородам (в % масс.)
Компонен- ты Исходный нестабильный бензин I режим II режим III режим
газ «голов- ка» ста- биль- ный бензин газ «голов- ка» ста- биль- ный бензин газ «голов- ка» ста- биль- ный бензин
с. Следы 0,6 _ 2,9 1,9 „— —
с2 0,34—0,47 8,6 1,5 — 7,1 1,5 — 8,0 1,8 —
Сз 2,8-3,74 50,2 25,4 0,04 47,0 25,4 0,02 41,7 25,6 ——
H3O-C1 1,34-1,37 10,3 15,0 0,14 11,3 15,0 0,07 13,8 14,7 0,0
н-С< 4,82—6,0 30,3 58,1 1,66 31,7 58,1 0,73 34,6 57,9 0,12
S (Сз—С<) 9,33-11,57 100,0 100,0 1,84 100,0 100,0 0,82 100,0 100,0 0,13
272
Таблица V.6. Гидродинамическая характеристика работы стабилизатора
Показатели 1 режим II режим Ш режим
верх НИЗ верх ннз верх НИЗ
Скорость паров, м/с 0,312 0,168 0,287 0,163 0,387 0,223
Массовая скорость, кг/(м* 1 2-ч) 25600 23400 22100 21000 28300 28200
Удельная нагрузка по жидкости, м3/(м-ч) 80 64 70 56 91 71
Отношение нагрузки по парам фактиче- ской к максимально допустимой, % 124 79 110 74 142 98
и 2—5. В связи с этим отмечено, что в отгонной части стабилизато-
ров следует применять тарелки специальной конструкции с мень-
шим свободным сечением для прохода паров и большим сечением
для слива жидкости.
2.2. Стабилизация катализатов и гидрогенизатов
Стабилизация катализатов риформинга на многих установках
осуществляется одновременно с разделением газа гидроочистки.
В этом случае газовый блок установки риформинга состоит из двух
колонн: абсорбционно-отпарной и стабилизационной (стабилизато-
ра) (рис. V-2). В качестве абсорбента в первой колонне использу-
ется охлажденный стабильный конденсат, который двумя потоками
подается в колонну—на 7—9-ю и 47-ю тарелки, на 49-ю тарелку
подается стабильный катализат из стабилизатора.
Обследование работы газовых блоков установок каталитического риформин-
га показало, что они обеспечивают невысокий отбор углеводородов С3—С4 с го-
ловками стабилизации (табл. V.7) [7].
Распределение целевых продуктов в уходящих потоках (в % масс от потен-
циала в сырье) приведено ниже:
Cs S С4 2С6
Сухой газ из абсорбционно-от-
парной колонны 27,0 4,8 2,2
Сухой газ из емкости орошения 20,2 6,6 —
Головка стабилизации . . 36,5 27,4 0,2
Стабильный катализат .... 16,3 61,2 97,6
Как видно из приведенных данных, основные потери углеводородов С3 имеют
место с сухим газом абсорбцнонно-i " ~
затор не обеспечивает четкого раз-
деления углеводородов С3 и Ст,
что приводит к повышенному со-
держанию их в стабильном ката-
лизате.
отпарной колонны. Одновременно и стабили-
Ш—*
Рис. V-2. Схема газового блока
установки каталитического рифор-
минга:
1 — абсорбционно-отпариая колонна;
2 — стабилизатор;
I — нестабильный катализат; II — газ
гидроочистки; III — некондиционный
продукт; IV— сухой газ; V— «головка*
стабилизации; VI — стабильный ката-
лизат.
18—1502
273
Таблица V.7. Усредненные характеристики материальных потоков
газового блока установки каталитического риформинга
274
Рис. V-3. Схема двухступенчатой
стабилизации катализата рифор-
минга:
1 — дебутанизатор; 2 — абсорбер; 3 —
деэтанизатор;
I — нестабильный катализат; II — сухой
газ (Н2, Ct, С2); III — стабильный ка’
тализат Cs и выше; IV — сжиженный
газ (Сз, С<).
Для улучшения работы газовых блоков рекомендовано изменить
перераспределение потоков нестабильного катализата, подавая его
полностью на верхнюю тарелку, понизить температуру абсорбции в
абсорбционно-отпарной колонне до 10—15 °C и увеличить флегмо-
вое число в стабилизаторе с 3 до 9.
С целью более полного извлечения фракции Сз—С4 из сухого
газа стабилизацию катализатов риформинга предлагается осу-
ществлять в две ступени, с абсорбцией сухого газа стабильным ка-
тализатом [8]. В соответствии с предлагаемой схемой (рис. V-3) в
первой ступени проводится дебутанизация бензина и во второй —
деэтанизация головки стабилизации. Сухой газ из рефлюксной ем-
кости дебутанизатора поступает в абсорбер, где с помощью ста-
бильного катализата дополнительно улавливается фракция Сз—С4.
Насыщенный абсорбент возвращается в линию исходного сырья не-
стабильного катализата, а сухой газ, содержащий фракции С2 и Сз,
из рефлюксной емкости деэтанизатора возвращается на рециркуля-
цию в абсорбер. В низу абсорбера организована рециркуляция аб-
сорбента через холодильник, а в среднем сечении — промежуточное
охлаждение абсорбента. .Параметры технологического режима та-
ковы: к-1 К-2 К-3
Давление абсолютное, МПа . Температура, °C 2,1 1,92 3,3
верха 74 40 52
питания 132 38 71
низа 221 — 104
Стабилизацию катализатов риформинга бензинов предлагается
осуществлять также в сложной ректификационной колонне с двумя
сырьевыми потоками из сепаратора низкого давления (Р =
= 0,46 МПа, /=38°С) с выводом бокового погона (пропан-бутано-
вой фракции) в паровой фазе между двумя сырьевыми потоками
(рис. V-4) {9].
Стабилизацию катализата гидрокрекинга широких нефтяных
фракций можно осуществлять одновременно с его разделением на
18'
275
a
Рис. V-4. Схема стабилизации катализата риформинга в сложной ректификацион-
ной (а) и в абсорбциоино-отпариой (б) колоннах:
1 — стабилизатор; 2 — сепаратор;
/ — нестабильный катализат; // — сухой газ; III — пропановая фракция; /V — пропаи-бу-
тановая фракция в паровой фазе; V—пропаи-бутаиовая фракция в жидкой фазе; VI — ста-
бильный катализат; VII — циркулирующий абсорбент.
фракцию сжиженных газов С3—1С4, бензин (кж. 125 °C) и остаток
в сложной колонне с боковой отпарной секцией и несколькими вво-
дами питания (рис. V-5).
Сырье под давлением 1,92 МПа в жидкой фазе подается в теплообменник,
где нагревается до 177 °C. После теплообменника поток делится на два: один
нагревается в теплообменнике до 180 °C прн 1,7 МПа, а другой — до 204 °C при
1,62 МПа. Затем оба потока раздельно поступают в сепараторы. После разделе-
ния в сепараторах паровые и жидкие фазы четырьмя потоками подаются на раз-
ные тарелки колонны. При давлении верха колонны 1,38 МПа и температуре
43 °C происходит разделение катализата на четыре целевых фракции. Состав,
нестабильного катализата приведен в табл. V.8.
При стабилизации и разделении гидрогенизата потери пентанов с верхним
продуктом должны быть меньше 10%, к.к. бензина должен быть не более 125 °C и
извлечение компонента со средней температурой кипения 149 °C — не менее
Рис. V-5. Схема стабилизации и
разделения катализата гидрокре-
кинга:
1 — колонна; 2 — отпарная секция;
I — сырье (в жидкой фазе, Р="
= 1,96 МПа); II — дистиллят (в паро-
вой фазе, сухой газ); /// — дистиллят
(в жидкой фазе, фракция Сз—С4);
IV — бензин; V — остаток.
276
Рис. V-6. Схема стабилизации гндрогенизата гидрирования
бензола:
I — нестабильный, гидрогенизат; II — газ; III — стабильный гидрогени-
зат.
96,5% (об.). В результате моделирования процесса установлено, что за-
данные условия разделения обеспечиваются при температуре в конденсате-
ре 38 °C, тепловой нагрузке на кипятильник 10,3 МВт, отпаривании 20% от по-
ступающей в отпарную секцию жидкости и следующих отборах продуктов
(мольн. доли): дистиллята в паровой и жидкой фазах — 0,224; боковых погонов
из отпарных секций — 0,325; остатка — 0,451.
Стабилизацию гндрогенизата гидрирования бензола предлагает-
ся осуществлять в ректификационной колонне с двумя вводами пи-
тания без острого орошения (рис. V-6) {10]. Сырье, состоящее в
основном из циклогексана и примесей метана с водородом, двумя
потоками подается в колонну: один поток (45% общей нагрузки)
с температурой 38 °C подается на верхнюю 15-ю тарелку, другой
поток (55% общей нагрузки) нагревается в теплообменнике до
150 °C и подается на 7-ю тарелку. Составы сырья и получаемых
продуктов приведены ниже (в молях):
Водород Метан Циклогексан
Сырье на 7-ю тарелку на 15-ю тарелку . 1.1 0,9 14,9 12,1 236,0 192,0
Дистиллят 2,0 27,0 1,4
Остаток .... — 426,6
Таблица V.8. Состав нестабильного катализата гидрокрекинга
Компоненты или средние Температуры кипения фракций, °C Содержание, моль Плотность Pit Средние температуры кипения фракций, °C Содержание, моль Плотность Pit
н2 31,9 . 149 209,9 0,7547
с, 62,0 — 171 184,6 0,7669
с2 43,8 — 188 64,7 0,7490
с3 194,3 — 204 106,8 0,8054
ИЗО-С 4 332,8 — 232 149,9 0,8063
н-С< 96,9 — 260 53,2 0,8156
«ЗО-Сз 344,5 — 288 64,0 0,8299
57 260,4 0,6659 315 32,6 0.8423
77 125,1 0,6803 343 39,9 0,8550
93 286,1 0,6906 371 29,3 0,8735
121 408,4 0,7370 2 3121,1 —
277
2.3. Стабилизация газоконденсатов
На нефтеперерабатывающих заводах наряду с нефтью перера-
батывают также частично деэтанизированный газовый конденсат,
содержащий до 30% легких углеводородов и в зависимости от
месторождений имеющий в своем составе сероводород и органиче-
ские соединения серы. Так, в деэтанизированном конденсате орен-
бургского газового месторождения содержится до 1,5% общей
серы, а меркаптановой — от 0,5 до 1%. Указанные особенности со-
става газового конденсата обуславливают, естественно, необходи-
мость применения специальной технологии для его переработки.
Бензиновые фракции оренбургского газового конденсата являются
прекрасным сырьем для каталитического риформинга, так как они
характеризуются более высоким содержанием ароматических и
нафтеновых углеводородов по сравнению с аналогичными фракция-
ми бензинов туймазинской и арланской нефтей.
В работе [11] был выполнен анализ процесса стабилизации и
разделения оренбургского газового конденсата. Состав конденсата
(в % масс.) приведен в табл. V.9.
В результате анализа были рекомендованы две схемы стабили-
зации и разделения конденсата (рис. V-7). По схеме а после дебу-
танизатора получается сырье для пропановой колонны и абсорбент
для фракционирующего абсорбера. Такая схема способствует более
полному и четкому выделению пропана. Необходимость включения
в схему деэтанизатора зависит от объема и глубины предваритель-
ной деэтанизации конденсата до завода. Для схемы а состав дебу-
танизированного конденсата определен исходя из следующих ус-
ловий: остаточное содержание этана 2% от пропана, извлечение
пропана 90%; остаточное содержание сероводорода 86% от его по-
тенциала в сырье.
При изменении числа тарелок в дебутанизаторе от 12 до 30 и
флегмовых числах от 3,5 до 19 содержащийся в сырье метилмеркап-
Т а блица V.9. Состав газокоденсата (pf® =0,6346; М=73,5)
Компонент Содержание, моль Фракция, °C Содержание, моль
Метан 0,786 68,7—85 6,255
Этан 2,639 85—95 5,955
Пропан 7,770 95—105 7,192
Изобутан 4,212 105-120 6,266
к-Бутан 10,881 120—130 3,003
Изопентан 9,614 130—140 3,541
н-Пентан 9,345 140—150 - 1,982
Циклопентан 0,422 150—160 1,921
2,2 Диметилбутан 0,232 160—170 1,047
2,3-Диметилбутан 0,577 170—180 1,147
2-Метилпентан 4,133 Остаток 3,128
З-Метилпентаи 2,725
н-Гексан 5,222
278
Рис. V-7. Схема разделения газового конденсата с отбором пропановой фракции
(а) и пропановой, бутановой и пентановой фракций (б):
1 — деэтанизатор; 2— дебутанизатор; 3—пропановая колонна; 4 — депентанизатор; 5 — пен-
тановая колонна;
I — газовый конденсат; // — этановая фракция (на очистку от сероводорода); III — деэта-
низированный конденсат; IV— пропан-бутановая фракция; V—пропановая фракция (на
очистку от сероводорода); VI — бутановая фракция; VII—абсорбент; VIII — дебутанизи-
рованный конденсат (на гидроочистку); IX — пропан-пентановая фракция; X — депентанизи-
рованный конденсат; XI — пентановая фракция.
тан практически полностью переходит в дистиллят. Содержание
этилмеркаптана в дистилляте колеблется в пределах (7—10) X
Х1'0~9%. Для того чтобы дистиллят пропановой колонны после
очистки от сероводорода являлся товарным продуктом (концентра-
ция пропана выше 95%), флегмовое число должно быть не менее
3,5—4,0 три числе теоретических тарелок в колонне 20. Содержание
углеводородов С5 в н-бутановой фракции не превышает 1 %,если в
дистилляте дебутанизатора оно не выше 0,5%. Для этого достаточ-
но в колонне с 20 т. т. поддерживать флегмовое число от 2,0 до
3,5, а с 15 т. т. — от 5 до 6. Режим разделения газового конденсата
по схеме а рекомендуется следующий:
К-1 К-2 К-з
Температура, °C верха 45 68 55
низа ...... 124 162 108
питания 30 115 (125) 81
в емкости орошения 40 45 45
Давление абсолютное, МПа 1,4 1,1 1,8
Для стабилизации газового конденсата Вуктыльского месторож-
дения предложена двухколонная схема; первая работает как де-
этанизатор с несколькими .вводами сырья, а вторая как стабилиза-
тор деэтанизированного конденсата (рис. V-8) [12]. При двухко-
лонной схеме стабилизации потери углеводородов Сз—С4 определя-
ются в первую очередь режимом работы деэтанизатора.
Питание в деэтанизатор по проекту предусмотрено подавать на
1-ю, 14-ю и 15-ю тарелки, считая сверху. Всего в колонне принято
38 тарелок. Для определения оптимальных условий процесса, мето-
дом математического моделирования на основе полной кинетиче-
ской модели процесса изучалось влияние числа вводов питания,
расхода потоков питания и температуры нижнего потока на вели-
279
Рис. V-8. Схема стабилизации га-
зового конденсата с деэтанизаци-
ей в колонне с тремя питаниями:
1 — деэтанизатор; 2 — стабилизатор:
I — нестабильный конденсат; // — газ
сепарации; III — газ стабилизации;
/V—газ на факел; V — широкая фрак-
ция; VI — стабильный коидеисат.
чину потерь углеводородов С3—С4 с газами стабилизации. Пара-
метры технологического .режима колонн установки стабилизации
были следующие:
Деэтанизатор Стабилизатор
Давление абсолютное, МПа . 1,8
Температура, °C
верхнего продукта .... 28
жидкости на 14-й тарелке 59
жидкости на 25-й тарелке 70,5
нижнего продукта . . . 183
1,4
167
240
Материальный баланс стабилизации газового конденсата приве-
ден в табл. V.10.
Анализ данных показывает, что минимальные потери углеводо-
родов обеспечиваются при работе деэтанизатора с тремя вводами
питания при соотношении потоков питания на верхнюю, 14-ю и
25-ю тарелки, равном 0,285: 0,065: 0,65, и температурах потоков пи-
тания Tfi = Tfu 0 °C и 7>25=187°С. Снижение суммарных потерь
углеводородов Сз—С4 на установке стабилизации Вуктыльского
конденсата за счет оптимизации условий работы узла деэтанизации
Таблица V.10. Материальный баланс стабилизации газового конденсата
Комп оиент Деэтанизатор Стабилизатор
питание верхний продукт нижний продукт широкая фракция стабильный коидеисат
моль/ч % (мол.) моль/ч % (мол.) моль/ч % (мол.) моль/ч % (мол.) моль/ч О/ /0 (мол.)
N2+C1 136 5,1 132 24,35 4 0,19 4,0 0,79 .
С2 366 13,7 336 63,00 30 1,40 30,0 5,96 —
Сз 328 12,3 50 9,30 278 13,01 278,0 55,17 —
1С4 190 7,1 11 2,60 179 8,37 156,5 31,06 22,5 1,38
2С6 67 2,5 3 0,56 64 2,99 34,9 6,93 29,1 1,78
Ст 572 21,4 1 0,19 571 26,74 0,3 0,05 571,7 34,95
С8 416 15,6 — — 416 19,46 0,2 0,03 415,8 25,46
Сю и выше 595 22,3 — — 595 27,84 0,1 0,02 594,9 36,43
2 2670 100,0 533 100,00 2137 100,00| 504,0 100,00 1633,0 100,00
280
составило 7—10%, три этом температура точки росы газового кон-
денсата, направляемого в магистральный газопровод, снизилась
на 6—8 °C.
3. РАЗДЕЛЕНИЕ ГАЗОВ
НА ГАЗОФРАКЦИОНИРУЮЩИХ УСТАНОВКАХ
3.1. Разделение предельных газов
Используемые в настоящее время на НПЗ схемы газофракци-
онирующих установок различаются в основном способами деэтани-
зации сырья и последовательностью извлечения целевых продуктов.
Установки разделения предельных газов включают блоки ком-
примирования и охлаждения газов, стабилизации, щелочной очист-
ки от сероводорода и диоксида углерода и разделения.
На рис. V-9 изображена упрощенная схема газофракционирую-
щей установки для разделения предельных газов (без блоков ком-
примирования, охлаждения и очистки). При переработке деэтани-
зированных головок стабилизации в составе газофракционирующих
установок нет блоков стабилизации.
Очищенное сырье (газы стабилизации и головные фракции ста-
билизации) поступает в ректификационную колонну — стабилиза-
тор — и затем разделяется последовательно в ректификационных ко-
лоннах с выделением пропановой, бутановой, изобутановой, пента-
новой, изопентановой фракций и фракции легкого бензина.
Для разделения легких углеводородов Q—Сг используют техно-
логические режимы с низким или высоким давлением. На установ-
ках низкого давления принимаются низкие температуры охлажде-
ния и конденсации верхнего продукта (аммиачные или метановые
холодильные циклы) и давление 1—2 МПа.
Например, при 1,3 МПа деэтанизацию осуществляют при температуре верха
15 °C, используя аммиачные холодильные циклы. На установках высокого давле-
ния для охлаждения н конденсации паров используется водяное нлн воздушное
Рис. V-9. Схема газофракционирующей установки для разделения предельных га-
зов:
J — деэтанизатор; 5 — пропановая колонна; 3 — бутановая колонна; 4 — нзобутановая ко-
лонна; 5 — пентановая колонна; 6 — изопентановая колонна;
I — сырье; II— щелочь; III — сухой газ; IV — пропановая фракция; V — нзобутановая фрак-
ция; VI— бутановая фракция; VII—изопентановая фракция; VIII — пентановая фракция;
IX — легкий бензин.
2S1
Таблица V.l 1. Углеводородный состав сырья предельных газов
и продуктов разделения ГФ У (в % об.)
Фракции Компоненты
С1-С» Сз изо-Ci изо-Сз Н-С5 ECg и выше
Сырье 2,4 20,1 8,1 22,2 10,2 13,9 23,1
Пропановая фракция 1 ,9 96,0 1,6 0,5 — — —
Изобутановая фракция — 1,7 96,2 2,1 — — —
Бутановая фракция — 0,4 2,0 96,6 1,0 — —
Изопентановая фракция — — — 1,9 95,8 2,3 —
Пентановая фракция — — — 2,9 94,3 2,8 —
охлаждение при давлении процесса 3,5—4 МПа. При низком давлении имеем боль-
шие затраты на охлаждение газа н при высоком — на его сжатие
Пропановая колонна работает обычно при 0,6—0,8 МПа и температуре вер-
ха 70 °C. Для разделения изомеров бутана применяют колонны с 100—120 тарел-
ками, давление в колонне 0,8 МПа и температура верха 55 °C. Бутановая фракция
разделяется в колонне с 60—80 тарелками при 0,3 МПа и температуре верха
73 °C. Исследования фактических режимов работы изобутановой колонны показы-
вают, что для получения изобутана и н-бутана чистотой 97—98% необходимо
100—ПО тарелок в колонне при флегмовом числе не менее 19 [13]. Аналогичные
результаты получены также при оптимизации проектных режимов нзобутановой
колонны в работе [14]. Так, оптимальное флегмовое число составляет 17,5 при
коэффициенте избытка флегмы 1,5 и числе тарелок 100—110 (при к. п. д. тарелок
0,6). Для изопентановой колонны оптимальный коэффициент избытка флегмы
оказался равным 1,4.
Примерный состав сырья, включающего газовые и головные фракции стаби-
лизации бензинов с установок прямой перегонки нефти и риформинга, а также
состав продуктов разделения приведены в табл. V.11.
Получаемые при разделении гексановые фракции характеризуются следую-
щим фракционным составом: н. к. — 64 °C, 10% выкипает прн 70 °C, 50%—при
78 °C, к. к, —138 °C.
Примерный материальный баланс процесса разделения газов АВТ и стаби-
лизации бензинов таков:
Взято, % (масс.)
Газы АТ и АВТ...................39,2
Головные фракции стабилиза-
ции АТ и АВТ....................14,7
Головные фракции стабилиза-
ции каталитического риформин-
га ............................46,1
Получено, % (масс.)
Сухой газ....................11,0
Пропановая фракция . . . . 32,0
Изобутановая фракция . . . 13,6
Фракция н-бутана . . . . 23,1
н-Пентановая фракция ... 6,5
Изопентановая фракция ... 8,0
Се н выше ....................4,4
Потери ...................... 1,4
Всего
100
Всего
100
Для деэтанизации предельных газов стабилизации применяют
следующие схемы (рис. V-10): ректификационная схема с деэтани-
зацией в головной колонне (а); ректификационная схема с депро-
панизацией в головной колонне и с последующим разделением уг-
леводородов Сг и Сз в ректификационной колонне (б); абсорбцион-
ная схема с фракционирующим абсорбером (в).
282
Рис V-10. Варианты схем деэтанизации предельных газов стабилизации:
а, б — ректификационные; в — абсорбционная;
1 — этановая колонна; 2 — пропановая колонна; 3 — десорбер; 4 — фракционирующий аб-
сорбер;
/ — сырье; И — этановая фракция; /// — пропановая фракция; /V — фракция С< и выше;
V — свежий абсорбент.
Сравнение схем деэтанизации выполнено в работе [15]. Для всех вариантов
были приняты одинаковые составы сырья, глубина деэтанизации, а также чистота
и отбор целевой фракции (табл. V.12). Отбор пропана от потенциала составил
83% (масс.). В качестве абсорбента для схемы в принята фракция 100—140сС.
Характеристика ректификационных колонн указанных схем приведена в табл. V13.
Таблица V.12 Состав сырья и получаемых продуктов
при деэтанизации предельных газов стабилизации
Компоненты Сырье Сухой газ Пропанопая фракция Е Фракция С4 и выше
моль/ч % (масс.) моль/ч % (масс.) моль/ч % (масс.) моль/ч % (масс.)
Ct 0,32 0,10 0,32 0,97 —
с2 10,32 6,04 9,77 55,43 0,55 2,04 „
Сз 31,65 27,15 5,2 43,27 26,28 97,73 0,17 0,22
изо-С4 10,56 11,54 0,02 0,22 0,06 0,23 10,48 17,75
н-С4 41,81 47,28 0,01 0,11 — — 41,8 70,80
изо-Съ 4,57 6,41 — — — — 4,57 9,61
н-С5 0,77 1 ,08 — — — — 0,77 1,62
S 100,00 100,00 15,32 100,00 26,89 100,00 57,79 100,00
2,3
Таблица V.13. Характеристика ректификационных колонн схемы
деэтанизации предельных газов стабилизации
по рис. V-10 (на 100 кмоль/ч сырья)
Колонна Давле- ние, МПа Расчетный диаметр (верх/низ), м Флег- мовое ЧИСЛО Число теоре- тиче- ских таре- лок Температура, °C
верха питания виза ороше- ния
Схема а
Этановая 3,0 0,356/0,395 8 13 50 100 116 36
Пропановая 1,9 0,474/0,646 5 19 55 93 138 40
Схема б
Пропановая 1,9 0,497/0,715 3,5 19 50 82 137 44
Этановая 3,0 0,24/0,24 3,5 13 48 56 71 37
Схема в
Фракциони- рующий абсор- бер Десорбер 1,3 0,26/0,313 — 16 59 40 75 35
0,9 0,643/0,475 0,5 13 61 104 213 45
Пропановая 1,9 0,474/0,646 5 19 55 93 138 40
Затраты тепла и холода по принятым вариантам схем деэтанизации (затра-
ты в схеме а приняты за 100%) характеризуются следующими цифрами:
Схема а Схема б Схема в
Подвод тепла .... 100 90 134
Отвод тепла 100 86 118
Общая поверхность теп- лообмена, м2 351,2 318,3 361,2*
• Без учета поверхности печи.
Приведенные данные показывают, что для деэтанизации пре-
дельных газов стабилизации более выгодно применение ректифика-
ционных схем а и б. Низкая эффективность абсорбционной схе-
мы в объясняется большим рециркуляционным потоком, увеличи-
вающим капитальные и эксплуатационные затраты. Сравнение рек-
тификационных схем а и б показывает, что выбор схемы деэтаниза-
ции определяется не только экономическими показателями процес-
са. В том случае, когда возможны значительные колебания в соста-
ве сырья, деэтанизацию целесообразно проводить по схеме а, так
как при деэтанизации по схеме б в головной колонне условия по
выделению пропана из углеводородов С4 становятся жесткими, т. е.
режим работы этой колонны трудно регулировать как по давле-
нию, так и по температуре при изменении расхода этана в сырье.
Из-за нестабильного режима разделение в этой колонне будет не-
четким, возможен унос бутанов с дистиллятом и неполный отбор
.пропана из нижнего продукта. При стабильных условиях работы
ГФУ целесообразность применения варианта б очевидна.
284
Рнс. V-11. Технологическая схема газоперерабатывающего завода для пере-
работки нефтяного попутного газа:
/ — деметанизатор; 2 — деэтанизатор; 3 — отпарная колонна; 4 — стабилизатор;
/ — сырой газ; II— сухой газ; III — пропановая фракция; /V — пентановая фракция; V —•
бутановая фракция.
При разделении смесей предельных газов с высоким содержа-
нием легких углеводородов более эффективным оказывается при-
менение абсорбционной схемы в с деметанизацией газов при низких
температурах на первой ступени разделения. В качестве примера
приведена технологическая схема газоперерабатывающего завода
(рис. V-l 1), предназначенная для переработки полутного нефтяного
газа, содержащего 270 г/м3 углеводородов Сз и выше, и для фрак-
ционирования широкой фракции [16]. На установке принят легкий
абсорбент (молекулярная масса 94), в связи с чем роль десорбера
выполняет стабилизатор. Деметанизатор имеет промежуточный хо-
лодильник выше ввода сырья. Стабилизатор выполнен в виде слож-
ной колонны с боковой отпарной секцией и боковым отбором про-
дукта в паровой фазе ниже ввода сырья с получением одновремен-
но пропановой, бутановой и пентановой фракций.
3.2. Разделение смесей предельных
и непредельных газов
Развитие каталитических процессов переработки нефтяного
сырья привело к необходимости создания специальных установок
газоразделения для переработки жирного газа с одновременной
стабилизацией бензиновых фракций — абсорбционно-газофракцио-
нирующих установок (АГФУ). На установках АГФУ узел деэтани-
зации выполняется с абсорбционно-отпарной колонной или с фрак-
ционирующим абсорбером.
Принципиальные схемы установок газоразделения с фракцио-
нирующим абсорбером изображены на рис. V-12. Установки вклю-
чают обычно блок моноэтанол аминовой очистки газа от сероводоро-
да, блок компримирования и разделительный блок, в состав которо-
го входит фракционирующий абсорбер, пропановая и бутановая ко-
285
лонны. На установке предусмотрено получение пропан-пропилено-
вой и бутан-бутиленовой фракций, сухого газа и стабильного бен-
зина.
В овязи с интенсификацией процесса каталитического крекинга
и применением цеолитсо держащего катализатора блоки установок
АГФУ, предназначенные для переработки смесей предельных и не-
предельных газов, построенные в 50-х годах (схема а), не обеспе-
чивают переработку большого объема бензина и жирного газа ка-
талитического крекинга с достаточной чистотой пропан-пропилено-
вой и бутан-бутиленовой фракций. В связи с этим для переработки
смеси предельных и непредельных газов в настоящее время приня-
ты газофракционирующие установки по схеме б [17].
Технологический режим ректификационных колонн приведен в табл. V.14.
В колоннах приняты клапанные двухпоточные тарелки, число тарелок в каждой
колонне 60. Абсорбция газа осуществляется при 45 °C, в качестве абсорбента ис-
пользуется нестабильный бензин. Заданный температурный режим абсорбции
обеспечивается тремя циркуляционными орошениями, тепло которых снимается
оборотной водой (температурой 22 °C) Нижнее и среднее циркуляционные оро-
Рис. V-12. Варианты схем АГФУ для разделения газов и стабильного бензина С
установок каталитического крекинга:
а — последовательно-параллельная; б — последовательная;
1__сепаратор; S — блок очистки газа; 3 — блок компримирования газа, 4—фракционирую-
щий абсорбер; 5 — стабилизатор; 6 — пропановая колонна; 7 — бутановая колонна;
/ — жирный газ; // — нестабильный бензин; III — сухой газ; IV — пропаи-пропилеиовая
фракция; V — бутан-бутиленовая фракция; VI — стабильный бензин; VII — конденсат; VIII —
газ после компримирования; IX — легкий беизии; X — тяжелый бензин.
286
Рис. V-13. Многоиолоиная (а) и одноколейная (б) схемы ректификации легких
продуктов каталитического крекинга:
/ — абсорбер I ступени; 2 — абсорбер II ступени; 3 — десорбер; 4 — стабилизатор; 5 — рек-
тификационная колонна; 6 — сложная ректификационная колонна;
/ — жирный газ; II — нестабильный бензин; III — Сухой газ; IV—-легкий абсорбент; V —
тяжелый абсорбент; VI — насыщенный тяжелый абсорбент; VII — сжиженный газ; VIII —
легкий бензин; IX — тяжелый бензин; X — остаток.
шения забираются соответственно с 29 и 37 тарелок и после охлаждения возвра-
щаются на лежащую выше тарелку.
По данным обследования подобные АГФУ обеспечивают заданное по проекту
качество продуктов, подтверждая надежность использования установок без при-
менения искусственного холода. Отбор от потенциала и чистота фракций приве-
дены ниже (в % масс.):
Проектные Данные обследования
Пропан-пропиленовая фракция даимые I »таи II этап
отбор от потенциала .... . 80 — 82
степень чистоты , 96 —- 96
Бутан-бутиленовая фракция
отбор от потенциала .... . 95 85 95
степень чистоты . 93 85,7 97
Сухой газ
Сз 19 3,1 10,2
SC4 . — 3,4 0,3
Для разделения жирных газов и нестабильного бензина ката-
литического крекинга используют также абсорбционную систему,
Таблица V.14. Технологический режим колонн АГФУ
Аппарат Давление, МПа Температура, °C Флегмовое число
верха питания низа
Фракционирующий абсорбер 1,35 35 40 130
Стабилизатор 0,93 78 150 218 2
Пропановая колонна 1,73 44 86 107 3
Бутановая колонна 0,59 48 61 106 3
287
в которой оба указанных потока подают непосредственно в абсор-
бер с последующим разделением жидких продуктов в системе ко-
лонн десорбер — стабилизатор — ректификационная колонна и
улавливанием унесенных бензиновых фракций в абсорбере второй
ступени (рис. V-13, а). В связи с тем, что колонны указанной разде-
лительной системы работают примерно при одинаковом давлении
(0,69—1,03 МПа), возможно применение одноколонной схемы раз-
деления исходного сырья в сложной ректификационной колонне с
промежуточным выводом бензиновой фракции и использованием
легкого и тяжелого бензинов и легкого газойля в качестве абсор-
бента для улавливания легких углеводородов (рис. V-13, б) [18].
3.3. Синтез оптимальных схем газоразделения
Сравнительная оценка применяемых в настоящее время в про-
мышленности схем установок газоразделения выполнена в рабо-
те [14]. Наиболее характерные схемы установок ГФУ и ЦГФУ
(центральных газофракционирующих установок) приведены на
рис. V-14. Как видно, действующие установки газоразделения су-
щественно различаются не только по схемам, но и по числу колонн
(от 6 до 10) и числу тарелок в колоннах, разделяющих практически
одинаковые смеси. Так, число тарелок в изобутановой и изопента-
новой колоннах колеблется от 97 до 180, а общее число тарелок на
установке во всех колоннах меняется от 390 до 720. Анализ схем
ректификации углеводородных газов показал, что оптимальной яв-
ляется схема а. Относительные приведенные затраты для различ-
ных схем таковы: а—100%; б—108%; в—127%; г—131%; д —
133%; е— 135%- Таким образом, для типового сырья оптимальной
последовательностью выделения щелевых продуктов из смеси
Сг—Се и выше является: депропанизация с последующей деэтани-
зацией пропана, дебутанизация и депентанизация.
Анализ работы ГФУ по разным схемам показывает также,
что использование двухколонных систем ректификации с рецикло-
выми потоками неоправдано, так как высокое и стабильное качест-
во продуктов при колебаниях состава сырья может быть получено в
одной колонне, в то время как двухколонные системы усложняют
схему и приводят к заметному увеличению затрат на разделение.
Рассмотрим результаты синтеза оптимальной технологической
схемы установки газоразделения, выполненного в работе [19].
Синтез оптимальной схемы проведен методом сравнения пяти вариантов схем
(рис. V-15) разделения смеси парафиновых углеводородов следующего состава
(в мольных долях): С2 — 0,034; С3 — 0,297, 2С<— 0,391 и SCs и выше — 0,278;
получаются пропановая, бутановая и пентановая фракции чистотой 96, 98 и 97%
соответственно.
Состав этановой фракции определялси из условия конденсации верхнего про-
дукта водой Для этого случая этановая фракция будет содержать «20% (мол .)
пропана. В расчетах принимали, что бутановая фракция содержит до 1% (мол.)
пропана и бутана, пропановая — по 2% (мол.) смежных по летучести компонен-
тов и пентановая — 3% (мол.) бутанов. Для всех вариантов схем, приведенных
288
* G- Л-С4
Рис. V-14. Технологические схемы установок газоразделения на различных НПЗ.
а—ЦГФУ Нижнекамского НХК; б — ЦГФУ II Ново-Куйбышевского НХК; в — ГФУ Кириш-
ского НПЗ; г — ЦГФУ I Ново-Куйбышевского НХК; д — АГФУ Ново-Горьковского НПЗ:
е — ЦГФУ II Омского НХК.
19—1502
289
Рис. V-15. Варианты технологических схем установок газоразделения:
1—3 — колонны.
на рнс. V-15, исходное сырье на установку поступает в жидкой фазе при темпе-
ратуре насыщения, равной 70 °C, и давлении 1,7 МПа. Анализ и расчеты прово-
дили на 1000 кмоль сырья в час.
Результаты расчетов оптимальных технологических параметров
схем ЦГФУ, соответствующих минимальным приведенным затра-
там, показаны в табл. V-il5. Из приведенных данных видно, что
оптимальной является схема д, соответствующая принципу деления
сырья пополам. Однако для разделения этого же сырья, поступаю-
щего при 4 МПа, оптимальной будет схема а, для которой условные
приведенные затраты на 12% меньше, чем по схеме д. Таким обра-
зом, при выборе оптимальных технологических схем разделения не-
обходимо учитывать также термодинамические параметры сырья.
Сравнение обычных и новых схем установок газоразделения,
использующих многосекционные .колонны со связанными матери-
альными и тепловыми потоками, выполнено в работе [20]. На
рис. V-16 приведены сравниваемые технологические схемы, а в
табл. V.16 даны составы сырья и продуктов разделения.
Технико-экономические показатели различных схем ГФУ сле-
дующие: ,
Обычная схема Новая схема Экономия затрат, %
Суммарная тепловая нагрузка, МДж на 100 кмоль сырья
на дефлегматоры .... 10150 6300 38
на кипятильники .... 10400 5420 48
Число теоретических тарелок . Число кипятильников и дефлег- 213 187 12
маторов 12 6 50
290
Таблица V.15. Технологические и экономические параметры
вариантов схем ЦГФУ
№ колой» ны Давле- ние, МПа Флег- мовое число Число теорети- ческих тарелок Число тарелок в укреп- ляющей секции Расход пара» кмоль/ч Диаметр колонии, м Затраты на сжатие га- за, С-10-6 руб/год Условные приведен- ные затраты
1 3,8 2,87 16 Схем 6 а а 266 0,8 1,16
2 1,6 2,29 23 10 832 2,0 — 5,31
3 0,8 1,2 19 И 754 2,0 — 3,18
2 — — — — 1852 — 1,15 9,65
1 3,8 2,87 16 Схем 6 а б 265 0,8 1,16
2 1,2 0,7 20 12 1220 2,2 — 5,35
3 1,6 1,86 23 11 1035 1,8 — 4,37
S — — — — 2520 — 1,15 10,88
) 1,7 0,8 23 Схем .3 а в 1420 2,0 6,45
2 1,6 1,43 23 10 1046 1 ,8 —. 4,66
3 3,8 4,03 17 8 349 0,8 — 1,51
2 — — — — 2815 — 0,4 12,65
1 1,7 0,8 23 Схем 13 а г 1420 2,0 6,45
2 3,8 0,39 17 7 95 0,8 — 1,48
3 1,8 1,86 23 11 1035 1,8 — 4,37
2 — — — — 2550 — 0,8 12,3
1 1,7 1,82 25 Схем 11 а д 1215 1,8 — 5,42
2 3,8 1,12 19 11 754 2,0 — 3,18
3 0,8 4,08 17 8 349 0,8 — 1,51
2 — — — — 2318 — 0,4 10,11
Как видно из приведенных данных, применение новых схем га-
зоразделения обеспечит экономию энергетических затрат примерно
на 30—40% и капитальных вложений на 10—30%.
В работе [21] рассмотрен синтез оптимальной схемы установки
газоразделения предельных газов для НПЗ производительностью.
12 млн. т нефти в год. Синтез проводили методом динамического
программирования с выбором оптимального давления ректифика-
ции в каждой ступени. Для каждой колонны принималось условие
четкого деления, когда целевой компонент содержит в качестве
примесей только смежные по летучести компоненты. Оптимальное
давление в каждой колонне определяли из условия полной конден-
сации верхнего продукта воздухом или водой при температуре дис-
тиллята на выходе из конденсатора-холодильника, равной 50 °C.
Сырьем установки являлась стабильная фракция легких углеводородов, по-
ступающая с блоков вторичной перегонки нефти и каталитического риформинга.
19* 291
Рис. V-16. Обычная (а) и новая (б) схемы ЦГФУ.
Продуктами установки были: пропановая фракция марки А; изобутановая фрак-
ция марки А; бутановая фракция марки А; изопентановая фракция марки А; пен-
тановая н гексановая фракции для установки низкотемпературной изомеризации;
изогексановая фракция с октановым числом 90—93 (по исследовательскому ме-
тоду) .
Состав исходного сырья и содержание примесей в продуктах, а также рас-
ходы и составы товарных фракций, полученные из условия четкого деления, при-
ведены в табл. V.17. Значения технико-экономических коэффициентов были при-
няты в соответствии с существующими нормами. Оптимальный вариант техноло-
гической схемы приведен на рис. V-17, а оптимальные технологические и конст-
руктивные параметры — в табл. V.18. Сравнение оптимального варианта схемы
с остальными 131 вариантами схем показало, что синтез оптимальной схемы обес-
печивает значительную экономию капитальных н энергетических затрат, в некото-
рых случаях до 90%.
*
Располагая все варианты схем по возрастанию величины сум-
марных приведенных затрат на разделение, построили график за-
висимости варианта схемы в этой последовательности схем от при-
веденных затрат (рис. V-18) [22].
Таблица V.16. Материальный баланс ЦГФУ (на 100 кг сырья)
Компоненты Состав сырья Продукты
Сз «30-С4 Н-С4 изо-Сд «-С5 ХСв
С2 1,25 1,25 . ___
Сз 31,69 31,38 0,31 —. —. — —
U3o-Ct 9,07 0,14 7,35 0,58 — — —
н-С< 30,90 0,53 0,18 29,99 0,20 — —
изо-Cs 7,15 — — 0,24 6,80 0,09 0,02
н-Сб 11,90 —- .. — — 0,26 11,46 0,18
УС, 8,04 -е — — — 0,10 7,94
S 100,00 33,30 8,84 30,81 7,26 11,65 8,14
292
Таблица V.17. Расходы и составы сырья н продуктов разделения
установки ГФУ
Компоненты Сырье, тыс. т/год Содержание примесей, % (масс.) Продуктовые фракции, тыс. т в год
легких компо- нентов тяже- лых компо- нентов пропа- новая изобу- тановая бута- новая изопен- тановая пента- новая изогек- саиовая гекса- новая
С3Не 61,2 0 2,5 59,4 1,8 — — — —- —
U30-C4H10 70,1 2,6 1,6 1,8 67,2 1,1 — — — —
H-C4H10 32,5 0,9 2,0 — 0,3 31,5 0,7 — — —
пзо-С5Н12 72,6 1,4 2,6 —г — 1,0 69,7 1,9 — —
Я-С5Н12 193,5 4,9 3,9 — — — 10,4 175,9 7,5 —
ЫЗО-СвНц 49,0 3,2 3,7 — — — — 1,6 45,6 1.8
-H-CgHn 238,3 1,0 0 — — — — — 7,4 230,9
Таблица V.18. Технологические и конструктивные параметры
ректификационных колонн оптимального варианта схемы ГФУ
Номера колонн (рнс. V-17) Давле- ние, МПа Температура, °C Флег- мовое число R Число таре- лок N Диа- метр колон- ны, м Тепловая нагрузка, МДж Условные приведен- ные затраты, млн. руб.
верха низа конден- сатор кипятиль- ник
1 1,89 51 156 3,53 42 1,3 10,1 20,6 0,272
2 0,76 52 120 2,65 42 1,7 15,2 22,6 0,287
3 0,24 51 74 17,4 90 4,0 51,5 59,4 0,399
4 • 0,18 51 83 1,58 35 2,5 34,2 28,6 0,197
5 0,10 56 65 23,4 78 3,7 39,5 41,4 0,286
6 0,84 51 66 4,86 104 1,8 26,6 6,42 0,216
Среди рассчитанных вариантов схем были схемы, построенные по раз-
личным эвристическим правилам: шестая — по правилу выбора границы деления,
соответствующей минимальным затратам по каждой колонне [23]; десятая — по
правилу последовательного выделения легких компонентов; одиннадцатая — по
проекту установки ГФУ; семьдесят пятая — по правилу дихотомии (деления по-
полам) и последняя — по правилу последовательного выделения тяжелых ком-
понентов.
Анализируя полученные кривые, можно сделать ряд общих вы-
водов о выборе оптимальной схемы многоколонных ректификаци-
Рис. V-17. Оптимальный вари-
ант схемы ГФУ:
1—6 — колонны.
293
Номер Варианта схемы
Рис. V-18. Зависимость приведенных
(/), энергетических (11) и капиталь-
ных (III) затрат от номера варианта
схемы, соответствующего возраста-
нию приведенных затрат.
онных установок и, в частности, установок газоразделения. Так,
наихудшая схема отличается от наилучшей на 87%, что для уста-
новки ГФУ нефтеперерабатывающего завода производительностью
12 млн. т нефти в год составляет 1,5 млн. руб. В то же время ка-
питальные затраты для различных вариантов схем составляют
'сравнительно небольшую часть общих затрат (,17—27%) и практи-
чески одинаковы, т. е. суммарные приведенные затраты определя-
ются в основном энергетической составляющей затрат. Указанное
обстоятельство позволяет упростить оценку затрат при выборе оп-
тимальной схемы установок газоразделения и оценивать варианты
схем только по энергетическим затратам. Сравнение синтезирован-
ных при помощи различных эвритических правил схем показывает,
что избыточные затраты для этих схем составляют соответствен-
но 3, 10, 33 и 87%. Таким образом, проведенный синтез и анализ
говорит о том, что ни одно из эвристических правил не может
быть рекомендовано для окончательного выбора оптимальной схе-
мы установки разделения.
Отметим еще, что возможные варианты технологических схем
газоразделения являются вероятностными, случайными величинами
по отношению к приведенным затратам на разделение, и функции
распределения различных вариантов схем по приведенным затра-
там имеют характерный вид кривых нормального распределения
случайных величин.
4. РЕКТИФИКАЦИЯ ГАЗОВ ПИРОЛИЗА
4.1. Абсорбционно-ректификационный метод
разделения пирогаза
Для разделения газов пиролиза, содержащих водород, в про-
мышленности используют абсорбционно-ректификационные и кон-
денсационно-ректификационные методы, основное различие кото-
рых заключается в проведении деметанизации. При абсорбционно-
ректификационном методе деметанизацию осуществляют абсорб-
цией при 3,5—4,0 МПа и температуре минус 30—40 °C с использо-
ванием пропанового или аммиачного холодильных циклов. При
294
Рис. V-19. Схема разделения газов пиролиза абсорбционно-ректификационным
методом:
/, 2 — ректификационные колонны; 3 — абсорбционно-отпарная колонна; 4 — деэтанизатор;
5 — пропан-пропиленовая колонна; 6 — этиленовая колонна;
I— пирогаз; // — циркулирующая пропан-пропилеиовая фракция (2Сз); ///— фракция 2С«
и выше; IV — метано-водородная фракция; V—пропан-пропиленовая фракция (2Сз); VI —
этилен; VII — этан; VIII — циркулирующий абсорбент.
конденсационно-ректификационном методе применяют глубокое
охлаждение до минус 100 °C.
На рис. V.19 приведена абсорбционно-ректификационная схема
разделения газов пиролиза. Схемой предусматривается двухступен-
чатое компримирование пирогаза до 4,0—4,3 МПа и охлаждение
его до минус 15 °C с последующим разделением паровой и жидкой
фаз в сепараторе. Паровая фаза разделяется в ректификационной
колонне 1 и поступает в абсорбционно-отпарную колонну 3, с верха
которой уходит метано-водородная фракция. Тяжелые фракции из
сепаратора и ректификационной колонны 1 поступают в колонну 2,
где от них отделяется пропан-пропиленовая фракция, циркулирую-
щая на прием сырьевого компрессора. В качестве абсорбента в аб-
сорбционно-отпарной колонне используется бутановая фракция.
Тепло абсорбции снимается потоком промежуточного циркули-
рующего абсорбента. Далее в колоннах 4 и 5 из насыщенного аб-
сорбента последовательно выделяется пропан-пропиленовая и этан-
этиленовая фракции. Последняя разделяется на этиленовую фрак-
цию чистотой 98—99% (об.) и этановую фракцию, которая ис-
пользуется на установке в качестве хладоагента, а затем возвраща-
ется на пиролиз.
Типичный состав продуктов разделения газа пиролиза абсорбционно-ректи-
фикационным методом приведен в табл. V.19, параметры технологического режи-
ма колони приведены ниже:
Колонна Давление, МПа Температура верха, °C Температура низа, °C
к-1 4,0 —30 —
К-2 1.7 40—45 —
к-з 4,0 —15 —
К-4 3,0 50 —
К-5 2,0 53 110
К-6 2,3 —21 —2
295
Таблица V.19. Состав продуктов разделения газа пиролиза
абсорбционно-ректификационным методом в % (об.)
Компоненты Фракции
метано- водородная этиленовая этановая пропаи- пропиле- новая бутановая (абсорбент) 2С4 и выше
Метан 66,0 0,30
Этан 1,6 0,52 97,4 6,60
Этилен 2,2 98,50 0,6 2,50
Ацетилен — 0,55
Пролай 1 1 2 — 0,2 .2,49 3,80 2,15
Пропилен J 1,2 1.8 76,20 8,88 3,60
Метил ацетилен — 1,52 — f?
Изобутан — — 0,58 3,76 2,10
н-Бутан 1 4 — — —. 72,60 8,10
Бутилены — — 0,4 6,42 19,50
Бутадиен —. — 0,07 4,07 15,50
SCs и выше — 0,55 49,05
Водород 27,6 —. — —
Диоксид углерода — 0,13 — — — •—
4.2. Конденсационно-ректификационный метод
разделения пирогаза
Конденсационно-(ректификационная схема разделения пирогаза
показана на рис. V-20. Из газов пиролиза выделяются такие же
фракции, как и .в абсорбционно-ректификационной схеме. Свобод-
ный от конденсата пирогаз компримируется до 1,7 МПа и подвер-
Рис. V-20. Схема разделения пирогаза конденсационно-ректификационным мето-
дом:
1 — скруббер; 2— осушитель; 3, 4 — ректификационные колонны; 5 — деметанизатор; 6 — эти-
леновая колонна; 7 — абсорбер; 8 — десорбер; 9 — пропановая колонна; 10 — пропиленовая
колонна;
/ — пирогаз; II — щелочь; ///—метано-водородная фракция; IV—этановая фракция; V —
этиленовая фракция; VI — ацетиленовая фракция; VII — фракция SC± и выше; VIII — про-
пилен; IX — пропан.
296
гается щелочной очистке от кислых и органических соединении
серы в скруббере 1. Далее газ сжимается до 2,6—3,0 МПа, охлаж-
дается, сепарируется и осушается (на схеме осушка не показана)
и с температурой минус 25 °C поступает в разрезную ректификаци-
онную колонну 3. Здесь он разделяется на легкую фракцию до Сг
включительно, отводимую сверху, и фракцию Сз и выше, уходя-
щую с низа колонны. Фракция Сз и выше вместе с конденсатом из
сепаратора поступает в колонну 4 для выделения из нее легких
углеводородов, которые возвращаются в линию после компрессора
до теплообменника, а остаток разделяется в колоннах 9 и 10 на
пропановую, пропиленовую и бутановую фракции.
Легкие фракции, состоящие из углеводородов до Сг, из колон-
ны 3 при давлении до 3 МПа с температурой минус 45 °C дополни-
тельно охлаждаются в теплообменнике до минус 100 СС. В качестве
хладоагентов используют метано-водородную, этановую и этилено-
вую фракции. В этих условиях этиленовая фракция полностью
конденсируется. В колонне 5 выделяется метано-водородная фрак-
ция при температуре верха колонны минус 120 °C и низа минус
90 °C и давлении 0,2—0,25 МПа. Этан-этиленовая фракция разде-
ляется в колонне 6 с получением этиленовой фракции высокой
степени чистоты. При температуре верха от минус 93 до минус
97 °C и низа от минус 77 до минус 84 °C и давлении 0,17 МПа.
Этановая фракция поступает в абсорбер, где из нее при минус
60 °C удаляется ацетилен.
В качестве абсорбента в колонне 7 используется ацетон. Темпе-
ратура верха абсорбера поддерживается равной минус 98 °C для
предотвращения уноса ацетона с сухим газом. Ацетон регенериру-
ется в десорбере 8. Целевыми фракциями установки являются эти-
леновая и пропиленовая фракции; метано-водородная фракция ис-
пользуется в качестве топлива или направляется на выделение во-
дорода; этановая и пропановая фракции возвращаются на пиролиз;
этиленовая фракция направляется на химическую переработку,
а фракция SC4 и выше разделяется в дальнейшем на фракции С4
и С5.
Состав газа пиролиза и получаемых продуктов приведен в табл. V.20. Отбор
фракций при низкотемпературном разделении газов пиролиза таков (в % масс.):
Метано-водородная
фракция ...............15,0
Этиленовая фракция 24,5
Этановая фракция . . 7,7
Пропиленовая фракция 8.8
Пропановая фракция . . 10,2
Фракция С4 и выше . . 3,5
Ацетиленовая фракция 0,3
Сравнение конденсационно-ректификационного и абсорбционно-
ректификационного методов разделения пирогаза показывает, что
первый по энергетическим показателям предпочтителен, однако
последний более удобен в эксплуатации, проще в аппаратурном
оформлении и требует меньше расхода электроэнергии. К достоин-
ствам конденсационно-ректификационного метода следует также
отнести возможность получения высококонцентрированных угле-
297
Таблица V.20. Состав газа пиролиза и продуктов его переработки
по конденсационно-ректификационной схеме
Компоненты Фракция. % (об.)
газ пиролиза метано- водородная эта- новая этиле- новая пропа- новая пропи- леновая ацетиле- новая 2Q и выше
Водород 15,6 34,0 —
Метан 30,1 15,7 — 0,02 — —
Ацетилен 0,2 — 0,5 — — — 55,5
Этилен 25,6 0,3 6,2 99,90 — 0,7 44,5
Этан 6,8 — 87,0 0,08 — 0,7 —
Пропилен 9,2 — 6,3 — 2,5 95,9 — 3,4
Пропан 10,7 — — — 97,0 2,7 — 23,7
Бутилен 1 Л 7 — — — .— — } 27,1
Бутан 1 °’7 — — — — — —
SCs и выше 1,1 — — — — — — 45,8
водородных фракций цри высокой степени их извлечения. В связи
с этим при необходимости получения этановой и этиленовой фрак-
ций чистотой 99,0 и 99,0% используют конденсационно-ректифика-
ционный метод, а при меньшей чистоте целевых фракций — абсорб-
ционно-ректификационный метод.
Для разделения газов пиролиза, содержащих углеводороды до
Сз включительно, предлагается использовать в колоннах различные
давления: в нижних секциях высокое давление, а в верхних — низ-
кое. Технологическая схема такой установки с получением 99%-го
этилена приведена на рис. V-21 [24]. Сырой газ проходит последо-
вательно пропан-пропиленовую, этан-этиленовую и метановую ко-
лонны с выделением на каждой ступени пропан-пропиленовой, эта-
новой, этиленовой и метановой фракций. Использование многопо-
точных теплообменников и сложных ректификационных колонн
позволяет создать простую установку, содержащую минимальное
число единиц оборудования.
Рис. V-21. Схема установки для разделения газов пиролиза-
1 — пропан-пропиленовая колонна; 2 — этан-этиленовая колонна; 3 — метановая колонна;
/ — сырой газ; II— пропан-пропиленовая фракция; III — этановая фракция; IV— этиленовая
фракция; V — сухой газ.
298
Рис. V-22. Схема деметанизации газов пиролиза в сложной ректификационной ко»
лонне с несколькими вводами питания:
/ — турбодетаидер; 2 — этиленовая холодильная установка;
/ — газ пиролиза; 11— водород; 111 — метановая фракция; /V — этилен и более тяжелые уг-
леводороды.
Рис. V-23. Схема деметанизации газов пиролиза:
/ — газ пиролиза; II — сухой газ; III — этаи-этиленовая фракция; IV — пропановая фракция.
В качестве примера отметим технологические параметры деэтанизатора: дав-
ление вверху и внизу 0,12 и 0,38 МПа; температура середины колонны (конден-
сатора кипятильника) минус 78 °C; температура низа колонны минус 68 °C; число
теоретических Nr и реальных Ув тарелок в верху и в низу колоииы Мт=23, М=
=40 н Мт=15 и Мд—20.
4.3. Усовершенствованные схемы деметанизации
пирогаза
Деметанизация является одним из энергоемких узлов схемы
разделения пирогаза. В связи с этим в схемах деметанизации при-
меняют различные технологические решения, способствующие сни-
жению энергетических затрат: многопоточный ввод сырья в колон-
ну, промежуточный теплосъем, утяжеление состава конденсируе-
мого газа в верху колонны, разрезные колонны с промежуточными
подогревателями и конденсаторами, колонны двух давлений и т. д.
Например, для деметанизации газов пиролиза предлагается си-
стема из четырех сепараторов и сложной ректификационной ко-
лонны с четырьмя вводами питания (рис. V-22) [25]. Газы разде-
ляются за счет последовательного охлаждения и сепарации; в чет-
вертой ступени газ охлаждается до минус 140 °C. В верху колонны
температура при этом поддерживается минус 84 °C и давление
2,8 МПа. Для утяжеления состава газа в верху колонны в линию
до конденсатора предлагается подавать бутановую фракцию из ста-
299
билизатора, в результате заметно снижается температура хладо-
агента в парциальном конденсаторе [26].
В патенте [27] деметанизацию газов пиролиза рекомендуется
осуществлять в сложной колонне с двумя сырьевыми потоками,
с острым и промежуточным циркуляционным орошениями
(рис. V-23). Приведенная схема была получена в результате на-
правленного эволюционного синтеза, обеспечивающего минималь-
ные потери этилена с сухим газом при минимальных приведенных
затратах. Особенностью новой схемы является применение проме-
жуточного циркуляционного орошения на тарелках 3—6, считая
сверху, и подача жидкого пропана в циркуляционное орошение для
снижения температуры. Температура верха колонны минус 106—
117 °C обеспечивается дросселированием сухого газа и охлаждени-
ем им парового потока из колонны. Температура циркуляционного
орошения поддерживается на уровне минус 95—*106 °C этиленовым
или пропиленовым холодильными циклами. Давление в колонне
2,76—3,8 МПа, число тарелок 20—>30.
Исходный газ под давлением 3 МПа проходит холодильник, где
охлаждается дросселированным потоком выходящего газа, содер-
жащего водород и метан. Охлажденный газ проходит сепаратор,
конденсат из которого подается в среднюю часть колонны, а пары
после охлаждения внешним хладоагентом— в верхнюю часть ко-
лонны. Между двумя верхними тарелками вводятся острое ороше-
ние, промежуточное циркуляционное орошение и холодная фрак-
ция Сз. Головной погон из колонны охлаждают этиленом, имею-
щим температуру минус 106 °C, и разделяют в сепараторе. Верх-
ний продукт сепаратора выводится из сепаратора как отходящий
газ, содержащий водород и метан; нижний продукт колонны, со-
держащий этилен, разделяют на фракции С2 и Сз в сепараторе.
Часть фракции С3 подается насосом в линию циркуляционного оро-
шения.
Для деметанизации пирогаза целесообразно использовать так-
же схему разрезной колонны и схему колонн двух давлений (см.
рис. П-4 и П-5, стр. 109и ПО). Так, применение разрезной колонны
по схеме на рис. П-4, а для деметанизации пирогаза следующего со-
става (в % мол.): Н2— 7; Ci — 14; SC2— 22; С3 — 56 и SC4—I
при давлении 3,45 МПа потребовало на 25% меньше энергетиче-
ских затрат за счет переноса части тепловой нагрузки в верху ко-
лонны при температуре хладоагента минус 5 °C на промежуточный
конденсатор при 57 °C [28]. Аналогичным образом применение раз-
резной колонны по схеме на рис. П-4, б позволяет примерно на
30% уменьшить энергетические затраты по установке в целом и
равномерно распределить нагрузки по высоте колонны [29].
Применение для деметанизации этилена в смеси с более тяже-
лыми компонентами колонн при давлении внизу 1,72 МПа и вверху
4,14—4,5 МПа позволило снизить необходимую температуру кон-
денсации верхнего продукта с минус 121 °C при обычной схеме до
минус 101 °C при новой схеме [30].
300
4.4. Разделение смесей этилен — этан
и пропилен — пропан
При разделении смеси этилен — этан состава 50—80% (об.)
легкого компонента получают высококонцентрированный этилен
чистой выше 99,95% (об.). Близкие летучести компонентов сме-
си и жесткие требования к чистоте этилена требуют значительных
энергетических затрат на производство холода, которые составля-
ют порядка 38% общих затрат на этиленовой установке. Высокими
энергетическими затратами характеризуется также процесс разде-
ления близкокипящей смеси пропилен — пропан. В связи с этим
для таких смесей все большее применение в промышленности на-
ходят новые технологические схемы со связанными материальными
и тепловыми потоками и с тепловым насосом. Некоторые примеры
применения таких схем рассматриваются ниже.
Для большинства технологических схем установок разделения
газов пиролиза характерно двухстадийное извлечение метана —
первичная деметанизация фракции С2—'Сз и вторичная деметаниза-
ция этилен-этановой фракции непосредственно перед колонной вы-
деления этилена-концентрата в специальной отгонной колонне [31].
В работе [32] вторичную деметанизацию этилен-этановой фракции
рекомендуется проводить одновременно с ее разделением в слож-
ной ректификационной колонне с боковым отводом концентриро-
ванного этилена.
В табл. V.21 приведен состав исходной газовой смеси и получаемых продук-
тов в сложной ректификационной колонне с 49 тарелками (тарелка питания 15,
считая снизу, и отбор этилена-концентрата с 45 тарелки). Технологический ре-
жим колонны следующий: давление 1,8 МПа, температуры верхнего продукта ми-
нус 38 °C и кубового продукта минус 13 °C, флегмовое число не менее 17. Анализ
данных, приведенных в табл V.21, показывает, что система выделения этилена-
концентрата с одновременной деметанизацией может быть реализована при ста-
билизации содержания метаиа в исходной газовой смеси до 0,5% (об.).
В работе [33] выполнено сравнение двух технологических схем
для разделения смеси этилен — этан: при высоком давлении
(1,9 МПа) с замкнутым пропиленовым холодильным циклом (с теп-
ловым насосом на внешнем хладоагенте) и при низком давлении
Таблица V.21. Состав сырья и продуктов разделения
этилен-этановой фракции с одновременной деметанизацией
Исходная фракция, % (об.) Отдувка легких компонентов, % (об.) Содержание примесей в концентрированном этилене, 10—3 % (об.)
н2 СН4 С2Н4 С2п„ н2 СН4 2С2 сн4 С2Н3
0,06 1,8 72,7 25,43 1,10 38,10 60,80 10 50
0,07 0,8 73,2 26,38 1,25 13,55 85,20 3 55
0,10 0,6 73,0 26,30 1,25 7,50 91,25 2 55
0,08 0,2 74,0 25,72 2,00 5,00 93,00 1 50
301
Рис. V-24. Технологические схемы разделения смеси этилен —этан:
а — с тепловым насосом на внешнем хладоагенте, разделение прн высоком давлении; б —
с тепловым насосом на верхнем продукте, разделение при низком давлении;
/ — исходная смесь (нижний продукт деэтанизатора); II — пропилен; /// — этилен; IV —
легкая головка; V— этилен; VI — рецикл этана; VII — нижний продукт деметанизатора;
VIII — впрыск холодного этилена; IX — этилен в холодильный цикл.
(0,8 МПа) с разомкнутым этиленовым холодильным циклом (с теп-
ловым насосом на верхнем продукте). По схеме а (рис. V-24) оста-
точное содержание метана в сырье выделяется с верха колонны и
этилен отбирается из колонны в жидкой фазе в виде бокового по-
гона. Пропиленовый холодильный цикл попользуется для конден-
сации паров в верху колонны и создания холодного орошения и для
подогрева низа колонны и промежуточного подогрева флегмы в
нижней части колонны. По схеме б пары с верха колонны после
компримирования до 1,7 МПа и охлаждения в пропиленовом холо-
дильном цикле конденсируются в основном в кипятильнике этиле-
новой колонны. Ниже приведены основные характеристики процес-
са разделения по обеим схемам для установки мощностью 500 тыс. т
этилена в год:
Схема а Схема б
Давление в верху колонны, МПа .... 1,9 0,8
Число теоретических тарелок в этиленовой
колонне* ................................... 104 76
Флегмовое число.............................. 3,85 2,51
Расход энергии, МВт
в конденсаторе............................ 28,6 23,6
в кипятильнике............................. 5,8 —
в промежуточном подогревателе ... 21,1 33,1
• Без тарелок для отпаривания метана.
Как видно, разделение при низком давлении требует меньших
объемов аппаратов вследствие большей летучести компонентов сме-
си. Однако затраты по обеим схемам примерив одинаковы, так как
при разделении по схеме а колонны изготавливаются из простых
углеродистых сталей, в то время как по схеме б — из высоколегиро-
ванных сталей.
Более детальный термодинамический анализ процесса разделе-
ния с учетом всех необратимых потерь энергии показывает, что
приведенные схемы имеют одинаковую эффективность. На практи-
302
ке, однако, предпочтение отдают схеме а, так как она обеспечивает
получение наиболее часто используемого этилена высокого давле-
ния. Кроме того, по схеме б в системе теплового насоса необходимо
поддерживать циркуляцию этилена чрезмерно высокой концентра-
ции с тем, чтобы он не влиял на состав дистиллята.
В работе [34] сообщается о применении теплового насоса иа верхнем продук-
те для разделения смеси пропилен — пропан. При компримировании паров верх-
него продукта (пропилена) до необходимого давления получается избыток тепла,
который снимается в специальных коицевых холодильниках водой или возду-
хом (рис. V-25).
Сравнение технологических показателей и затрат энергии при ректификации
смеси пропилен — пропан по разным схемам привели к следующим цифрам:
Схема с тепловым
Давление, МПа насосом па верх- нем продукте (рис. V-25,a) Обычная схема
в верху колонны до компрессора 0,795 1,86
после компрессора Температура, °C 2,07 —
верха колонны ....... 15 63
на входе в кипятильник . . . 57 —
низа колонны 24 55
Тепло кипятильника, МВт 7,6 7,6
Расход пара, т/ч Расход электроэнергии на компрес- — 11,8
сор, МВт 2,05 —
Расход охлаждающей воды, м3/ч . . 207 575
Стоимость относительная общая . . в том числе 65,4 100
пара —- 85
электроэнергии 60,2 —
охлаждающей воды 5,2 15
Экономия энергии, % .... 34,5 —
Для пропиленовых колонн, обеспечивающих получение пропи-
лена чистотой 99,5% (об.) и выше, рекомендуется усовершенство-
ванная технологическая схема (рис. V-25,б), при которой затраты
на компримирование и охлаждение паров верхнего продукта мень-
Рис. V-25. Обычная (а) и усовершенствованная (б) схемы ректификации смеси
пропилен — пропан с тепловым иасосом на верхнем продукте:
/ — исходная пропилен-пропановая смесь; // — пропилен; III — пропан.
303
Таблица V.22. Показатели эффективности применения
обычной и усовершенствованных схем ректификации
смеси пропилеи — пропаи
Показатели процесса и характеристика оборудования Обычная схема Схемы с тепловым насосом
с обычным оборудованием с новым оборудованием
Давление, МПа в верху колонны 1,9 0,86 0,86
после компрессора — 1,78 1,38
Температура, °C в верху колонны 46 14 14
в низу колонны 57 24 24
Число реальных тарелок 277 200 200
Расстояние между тарелками, мм 456 456 330
Число колонн 2 2 1
Диаметр колонны, м 5040 4420 4120
Высота колонны, м 77,4 61 79,5
Флегмовое число 14 10,6 10,6
Тепло кипятильника, МВт 29,6 29,3 29,3
Разность температур в кипятильнике, °C 55,5 19,5 5,5
Поверхность кипятильника, м2 824 2420 2370
Тепло конденсатора, МВт 29,6 4,37 2,46
Поверхность конденсатора, м2 5950 1070 583
Расход охлаждающей воды, м3/ч 2320 483 253
Мощность компрессора, МВт — 4,32 2,42
Расход пара, т/ч Стоимость оборудования (относитель- ная) и энергетические затраты, % в том числе колонны 45,6* 15,9** 8,9**
64,7 24,3 18,3
насос орошения 0,3 — —
теплообменники 14,1 9,0 10,4
компрессор и паровая турбина — 28,2 15,8
пар 17,8 9,7 5,4
охлаждающая вода 3,1 0,6 0,3
* Пар низкого давления.
*♦ Пар высокого давления.
ше, так как только часть потока паров компримируется до 1,38 МПа
И с температурой 35 °C подается в кипятильник. Остальной поток
Паров дожимается до 1,86 МПа и охлаждается водой или возду-
хом. Сжатие основной массы паров до низкого давления создает
минимальную разность температур в подогревателе порядка 6 °C.
Существенным преимуществом схем с тепловым насосом при
разделении смеси пропилен — пропан является значительное уве-
личение их относительных летучестей при пониженном давлении
процесса, что и приводит в итоге к снижению не только энергети-
ческих, но и капитальных затрат, требуемых для получения задан-
ных высоких показателей разделения этой смеси.
В табл. V.22 приведены усредненные сравнительные данные по
параметрам и основным затратам для обычных и усовершенство-
304
ванных схем с тепловым насосом при разделении смеси пропилен1—
пропан.
Как видно из приведенных данных, экономия только на одной
колонне перекрывает дополнительные затраты на компрессор. Ко-
лонна во всех случаях делается из двух самостоятельных частей.
Энергетические затраты при применении теплового насоса умень-
шаются примерно на 50%. Минимальные затраты соответствуют
разности температур в кипятильнике 5 °C при новых конструкциях
аппаратов и 8 °C при старых конструкциях, на практике обычно
для разделения смеси пропилен — пропан принимают 6 °C.
В работе [35] приводятся сравнительные данные по разделению
смеси пропилен — пропан в каскаде из двух последовательно рабо-
тающих колонн по обычной схеме и в каскаде из четырех последо-
вательно-параллельно работающих колонн по схеме со связанными
тепловыми потоками (рис. V-26). В табл. V.23 приведены расход-
ные показатели процесса и основные конструктивные размеры ко-
лонн.
Применение схемы последовательно-параллельно работающих
колонн существенно сокращает расход охлаждающей воды и водя-
ного пара. Кроме того, значительно снижается и стоимость обору-
дования— колонн и конденсаторов. Сравнение двухколонной систе-
мы из последовательно-параллельно работающих колонн и схемы с
тепловым насосом для условий разделения этой же смеси показало
значительное преимущество первой: экономическая эффективность
от применения этой схемы увеличивается в 1,8 раза.
При разделении пропилен-пропановой фракции примеси средне-
летучих компонентов (ацетилена, пропадиена и метилацетилена)
предлагается выделять .в системе колонн со связанными тепловыми
и материальными потоками (рис. V-27) [36]. В соответствии с при-
веденными схемами боковой погон со средних тарелок (тарелки
питания) с повышенным содержанием примесей подается на разде-
ление в полную ректификационную колонну, где выделяется пропан
(рис. V-27,а) или пропилен (рис. V-27, б), в значительной степени
свободный от примесей. Поток нижнего или верхнего продуктов
второй колонны подается затем в первую колонну, и в среднее се-
Рис. V-26. Схема разделения смеси пропилен — пропан в каскаде из двух после-
довательно работающих колонн (а) и в системе последовательно-параллельно ра-
ботающих колонн со связанными тепловыми потоками (б):
/ — исходная смесь; // — пропилен; /// — пропан.
20—1502
305
Таблица V.23. Сравнение расходных и технико-экономических
показателей процесса ректификации смеси пропилен — пропан
по обычной схеме и в двухколонной системе
из параллельно работающих колонн
Показатели процесса и характеристика оборудования Обычная схема (рис. V-26,a) Двухколонная система (рис. V-26.6)
колонна I колонна 2
Расход сырья, кмоль/ч Содержание пропилена в сырье, мольи. доли Расход дистиллята, кмоль/ч Содержание пропилена в дистилляте, мольн. доли Расход остатка, кмоль/ч Содержание пропилена в остатке, мольн. доли Давление, МПа Относительная летучесть смеси Число тарелок Номер тарелки питания (счет тарелок снизу) Расстояние между тарелками, мм Эффективность тарелок, % Число колонн Диаметр колонны, м Флегмовое число** Поверхность кипятильника, м2 Температура в кипятильнике, °C Поверхность конденсаторов, м2 Температура орошения, °C Расход пара, т/ч Давление пара, МПа Расход воды, м3/ч Разность температур воды и паров про- дукта в конденсаторе, °C 600 0,6 351* 0,99 249 0,05 1,93 1,14—1,08 200 62 610 100 2 3,2 15,9 178 55 1410 47 15,2 5,0 1,39 6 291 0,6 170,3 0,99 120,7 0,05 2,83 1,10—1,065 200 65 610 100 2 2,£5 23,5 122 77 67 8,2 5,0 309 0,6 180,7 0,99 128,3 0,05 1,93 1,14—1,08 180 51 610 100 2 2,29 16,6 1030 55 752 47 0,75 6
54.4 тыс. т пропилена в год.
R^mln
=(1,15.
чение концентрационной или отгонной частей колонны. В зависи-
мости от целевого продукта (пропана или пропилена) примеси от-
бираются с верха или с низа второй колонны.
Рис. V-27. Технологические схемы вы-
деления примесей среднелетучих ком-
понентов из пропилен-пропановой
фракции с укреплением (а) и с исчер-
пыванием (б) среднелетучего компо-
нента:
1 — исходная смесь; II — пропилен; III —
пропан; IV — среднелетучие компоненты.
306
Рис. V-28. Технологические схемы ректификации смеси пропилен — пропан:
а —обычная; б — с тепловым насосом иа верхнем продукте; в —с параллельно работающи-
ми колоннами;
/ — исходная смесь вропилен-пропан; II — пропилен; III — пропан.
В работе [37] проанализированы три технологические схемы
четкого разделения смеси пропилен — пропан (рис. V-28). Каждая
схема рассчитана «а разделение 20 т/ч исходной фракции с получе-
нием 11,128 т/ч (90 тыс. т в год) 95%-го пропилена (см.табл. V.21).
Схема а соответствует обычной ректификации в простой колонне
с кипятильником на шаре низкого давления (0,1 МПа) с воздуш-
ным и водяным охлаждением пропана. Схема б соответствует рек-
тификации в двух параллельно работающих колоннах со связан-
ными тепловыми потоками — низкого -и высокого давления с реку-
перацией тепла пара из верха колонны высокого давления за счет
его конденсации в кипятильнике колонны низкого давления, при
этом пар потребляется только в кипятильнике колонны высокого
давления. Схема в соответствует ректификации в колонне с тепло-
вым насосом «а верхнем продукте, когда пары с верха колонны
сжимаются в компрессоре и конденсируются в кипятильнике, при
этом компрессор рассматривается с приводом от паровой турбины
или от электродвигателя. Основные параметры технологического
20'
307
Таблица V.24. Основные параметры технологического режима колонн
при разделении смеси пропилен — пропан (рис. V-28)
Показатели Схема а Схема б Схема в
колоииа низкого Сдавления колонна высокого давления
Температура, °C
верха колонны 40 40 63 20
конденсации верхнего продукта 38 38 62 45
выхода из компрессора — — — 48
орошения 38 38 62 38
низа колонны Давление, МПа 55 55 79 35
верха колонны 1,67 1,67 2,87 1,0
в емкости орошения 1,6 1,6 2,8 1,85
Кратность орошения 9,7 9,7 15,4 8,4
режима ректификационных колонн для рассматриваемых схем при-
ведены в табл. V.24.
Материальный баланс процесса разделения типичной пропилен-
пропановой фракции (в т/ч) приведен ниже:
Компоненты Сырье Дистиллят Остаток
Этан 0,135 0,135 —
Пропилен 11,746 10,572 1,174
Пропан 5,929 0,421 5,508
Изобутан 1,803 — 1,803
н-Бутан 0,016 — 0,016
Бутен 0,371 - 0,371
2 20,000 11,128 8,872
Сравнение стоимости затрат при разделении смеси пропилен —
пропан при помощи различных схем (по отношению к общей стои-
мости разделения в простой колонне) таково:
Капитальные затраты Эксплуатационные затраты Общие затраты
Схема а . ... 41 59 100
Схема б Схема в 54,6 43,2 97,8
привод компрессора от паровой турбины 36,9 32,1 69
привод компрессора от электродвигателя 33 33,7 66,7
Как видно, схема разделения с тепловым насосом характеризу-
ется минимальными затратами.
В работе [38] .выполнено сравнение двух схем (рис. V-29) раз-
деления смеси пропилен — пропан с выделением пропилена чисто-
той 99,5%, пригодного для использования в качестве мономера. Ис-
ходная пропилен-пропановая смесь содержит от 55 до 70% (мол.)
пропилена. Сравнение проводили для установки производитель-
308
Рис. V-29. Схемы ректификации смеси пропилен — пропан с тепловым насосом на
верхнем продукте (а) и обычная схема (б):
I — нижняя колонна; 2 — верхняя колонна;
I — исходная смесь; II — пропилен; III — пропан.
ностью 36,2 тыс. т пропилена в год при извлечении 99% пропилена
из смеси следующего состава (в % мол.) СгН6— 0,9, H2S — 0,7,
СзН6 — 67,3, СзНв — 28,9, С4Н8 — 2,2. Были выбраны два варианта
схем ректификации с тепловым насосом, различающихся приводом
компрессора — от электродвигателя и от турбины. Расчеты показа-
ли, что минимальные затраты по обычной схеме соответствовали
коэффициенту избытка флегмы 1,1 и высокому давлению и по схе-
ме с тепловым насосом — коэффициенту избытка флегмы 1,2, низ-
кому давлению, пониженной температуре и значительно меньшему
флегмовому числу. Результаты сравнения эффективности примене-
ния двух схем ректификации приведены в табл. V.25.
Как видно из приведенных данных, применение схемы с тепло-
вым насосом может обеспечить значительную экономию энергетиче-
ских и капитальных затрат на разделение, однако степень умень-
Таблица V.25. Стоимость затрат для ректификации смеси
пропилен — пропан по различным схемам (в условных единицах*)
Вариант I Ц1=1; Вариант П Ц,=1; Ц2=1.24; Из=1,34 Вариант III Lb=I; Ц =1,5; Ц3=1,67
Us=I; Ц3=1
Схема по рис. V-29 Производительность по пропилену, тыс. т в год
9 18 27 36 9 18 27 36 9 18 27 36
Схема а с электро- 134 235 329 418 134 235 329 418 134 235 329 418
двигателем
То же с турбиной 123 210 294 371 134 233 328 416 145 255 361 460
Схема б обычная 104 189 270 349 124 229 330 429 144 269 320 50
Экономия затрат 30 46 59 6‘ 10 6 2 13 10 34 61 99
* Ui — стоимость электроэнергии; Ц2 — стоимость пара высокого давления (Р—
—4.14 МПа); Из —стоимость пара низкого давления (Р=О,1ОЗ МПа).
шения их существенным образом зависит от технико-экономиче-
ских показателей процесса разделения — от стоимости электроэнер-
гии и водяного пара. Необходимо отметить также, что надежное
расчетное сравнение схем ректификации смеси пропилен — пропан
с получением практически чистого пропилена возможно только на
основе достаточно точных термодинамических данных по фазовому
равновесию.
5. КОНЦЕНТРИРОВАНИЕ ВОДОРОДСОДЕРЖАЩИХ
ГАЗОВ РИФОРМИНГА
Водородсодержащий газ каталитического риформинга имеет
концентрацию по водороду не более 76% (об.). Для его концен-
трирования наиболее эффективно использование глубокого охлаж-
дения газа до низких температур (минус 160—165 °C) с последую-
щей ступенчатой конденсацией углеводородной смеси [39]. Схема
установки для концентрирования водород содержащего газа приве-
дена на рис. V-30. В состав установки входят две основные секции:
предварительного охлаждения и криогенная. В секции предвари-
тельного охлаждения водородсодержащий газ охлаждается до ми-
нус 40 °C сначала в рекуперативных теплообменниках и затем в
аммиачных испарителях. В криогенной секции газ охлаждается до
температуры, обеспечивающей получение водорода требуемой чи-
стоты. Хладоагентами служит метан-этановая фракция и в конце
по ходу газа через теплообменники — в основном метановая фрак-
ция после дросселирования до 0,15 МПа, а также водород кон-
центрации 95% (об.).
При переработке низкоконцентрированных водородсодержащих
газов и особенно при небольшом их давлении холода дросселиро-
вания метановой фракции может оказаться недостаточно. В этом
случае предусматривается рециркуляция метановой фракции с по-
дачей ее циркуляционными компрессорами в линию исходного газа.
Продуктом криогенной секции является водород 95%-ный (об.) под
Рис. V-30. Схема установки концентрирования водородсодержащего гаЗа:
J — аммиачный испаритель; 2 — осушитель;
J — исходный водородсодержащий газ; 77 — циркулирующий метан (хладоагеит); 777 — из-
быток метан-этановой фракции; IV—водород (95% об.); V —- пропан-бутаиовая фракция;
VI — вода.
310
давлением 4,5 МПа. Криогенный процесс обеспечивает выход водо-
рода с концентрацией в пределах 98,5—'.99,0% (масс.) и выше от
(Потенциального содержания его в сырье.
Основные технико-экономические показатели двух способов цро-
изводства водорода (криогенного и паровой конверсией) приведены
ниже:
Криогенная установка Водородная установка (паровой конвер- сией углеводоро- дов)
Производительность по 100 %-му во-
дороду, т в год 15000 15000
Капитальные вложения, млн. руб. 2,0 3,44
Численность персонала 16 31
Стоимость сырья, руб./т .... 10 10
Себестоимость, руб./т
100%-го 71,08 131
95 %-го 49,75 94,11
Удельные капитальные вложения.
руб./т 133 229
Годовая экономическая эффектнв-
ность, мли. руб 1,1 —
Из приведенных данных видно, что криогенный способ имеет
существенные преимущества в производстве концентрированного
водородсодержа!щего газа.
При низкотемпературной конденсации водородсодержащего га-
за рекомендуются следующие значения технологических парамет-
ров [40]:
Давление, МПа Температура, °C Содержание Hg в жидкости, % (мол.)
2,07 —157 2,4
4,14 —150 4,1
6,9 —145 8,3
ЛИТЕРАТУРА
1. Дронин А. П., Пугач И. А. Технология разделения углеводородных газов. М.,
Химия, 1975, 176 с.
2. Clark С. R. — Hydrocarbon Processing, 1975, v. 54, № 9, р. 115—119.
3 Илембитова Р. Н. и др. — Труды БашНИИ НП, 1975, вып. 14, с. 3—20.
4. Варфоломеев Д. Ф. и др. — Нефтепереработка и нефтехимия. М., ЦНИИТЭнеф-
техим, 1973, № 12, с. 3—4.
5. Пикалов Г. П., Пикалов А. П., Скобло А. И. — Нефтепереработка и нефтехи-
мия. М., ЦНИИТЭнефтехим, 1973, № 2, с. 1—2.
6 Креймер М. Л. и др. — Труды БашНИИ НП, 1975, вып. 15, с. 21—31.
7. Сергеев А. Д. и др.—Изв. вузов. Сер. нефть и газ, 1977, № 3, с. 53—57.
8. Пат. 3477946, 1969 (США).
9. Пат. 2871275, 1959 (США).
10. Пат. 3697384, 1972 (США).
11 Эйгенсон А. С. и др. —Труды БашНИИ НП, 1975, вып. 15, с. 33—45.
12. Райко В. В., Сурков Ю. В., Ясавеев Г. Н. — Газовая промышленность, 1974,
Ns 11, с. 18—20.
13. Туревский Е. Н. и др. — Газовая промышленность, 1966, № 10, с. 47—49.
311
14. Вольфсон И. С., Теляков Э. Ш.— Химия и технология топлив и масел, 1978,
№ 1, с. 7—10.
15. Вольфсон И. С. и др. — Нефтепереработка и нефтехимия. М., ЦНИИТЭнефте-
хим, 1972, № 11, с. 26—29.
16. Полякова А. И. и др. Разделение углеводородных газов на нефтеперерабаты-
вающих и газоперерабатывающих заводах. М., ЦНИИТЭнефтехим, 1974,
с. 32.
17. Андреева А. И. и др. Нефтепереработка н нефтехимия. М., ЦНИИТЭнефтехим,
1977, № 11, с. 1—3.
18. Пат. 3607734, 1971 (США).
19. Александров И. А. и др. — Изв. вузов. Сер. Нефть и газ, 1975, № 6, с. 45—
50.
20. Петлюк Ф. Б., Платонов В. М., Аветьян В. С. — Химическая промышленность,
1966, Ns 11, с. 865—868.
21. Исаев Б. А., Петлюк Ф. Б., Гройсман С. А. — Нефтепереработка и нефтехимия.
М„ ЦНИИТЭнефтехим, 1977, № 12, с. 22—24.
22. Петлюк Ф. Б., Исаев Б. А.—Нефтепереработка и нефтехимия. М.,
ЦНИИТЭнефтехим, 1978, № 1, с. 22—25.
23. King С. J. Separation Processes, McGraw-Hill Book Co., N. Y„ 1971, 740 p.
24. Пат. 3996030, 1976 (США).
25. Пат. 2880592, 1959 (США).
26. Пат. 3362175, 1968 (США).
27. Пат. 3902329, 1975 (США).
28. Пат. 3238735, 1962 (США).
29. Далин М. А. и др. — Химическая промышленность, 1964, № 10; с. 785—787.
30. Пат. 3319428, 1967 (США).
31. Гусейнова 3. Д. и др. — Химическая промышленность, 1973, №2, с. 93—
95.
32. Гусейнова 3. Д. и др. — Нефтепереработка и нефтехимия. М., ЦНИИТЭнеф-
техим, 1974, № 10, с. 25.
33. Keiser V., Danssy Р, Salhi О. — Hydrocarbon Processing, 1977, v. 56, № 1,
p. 123—126.
34. Wolf C. W, Weiber D. W, Ragi E. G. — Oil and Gas J., 1975, v. 73, № 35,
p. 85—88.
35. Ту rens B. D., Luyben IP. L. — Hydrocarbon Processing, 1975, v. 54, № 7,
p. 93—96.
36. Пат. 3390535, 1968 (США).
37. Schulze-Trautmann H., Erdol und Kohle, Erdgas-Petrochem. ver. Brennstoff-
chem., 1976, B. 29, № 9, S. 403—407.
38. Vernon R. — Process. Eng., 1978. № 5, p. 92—93.
39. Средин В. В., Байкина Г. А. — Нефтепереработка и нефтехимия. М.,
ЦНИИТЭнефтехим, 1977, № 2, с. 26—27.
-40. Lehman L. М., Van Baush Е. И. — Oil and Gas J., 1976, v. 76, № 3, p. 58—
60.
ГЛАВА VI
ПРАКТИЧЕСКИЕ АСПЕКТЫ СИНТЕЗА
ТЕХНОЛОГИЧЕСКИХ СХЕМ ПЕРЕГОНКИ
И РЕКТИФИКАЦИИ НЕФТЯНЫХ СМЕСЕЙ
1. ПРИНЦИПЫ ТЕПЛООБМЕНА В ТЕХНОЛОГИЧЕСКИХ СХЕМАХ
1.1. Системы теплообмена установок
первичной перегонки нефти и ректификации
углеводородных газов
Установки первичной (перегонки нефти и ректификации углево-
дородных газов имеют наиболее развитые системы теплообмена,
которые предназначены для максимального использования тепла
уходящих потоков и повышения термодинамической эффективно-
сти процесса. Для теплообмена используют следующие потоки:
пародистиллятные фракции, боковые погоны и остатки атмосфер-
ной и вакуумной колонн, промежуточные циркуляционные ороше-
ния, дымовые газы и промежуточные фракции и потоки с других
технологических узлов комбинированных установок. Благодаря
эффективному использованию тепла горячих потоков сырую нефть
удается предварительно нагреть до 220—230 °C, уменьшая тем са-
мым тепловую мощность печей на 20—25%. В результате утилиза-
ции тепла горячих нефтепродуктов значительно уменьшается рас-
ход охлаждающей воды.
На рис. VI-1 показана схема теплообмена для подогрева сырой
нефти на установке АТ [1]. Здесь используется следующая схема
теплообмена: циркуляционное орошение атмосферной колонны —
пародистиллятные фракции атмосферной колонны — боковые пото-
ки атмосферной колонны — остаток атмосферной колонны.
На рис. VI-2 представлена схема теплообмена на установке АТ
с однократным испарением нефти в атмосферной колонне с боко-
выми укрепляющими секциями [2]. Сырую нефть нагревают двумя
потоками до 150 °C перед ЭЛОУ и затем до 230 °C и вводят в
ректификационную колонну выше места отбора керосиновой фрак-
ции.
С верха колонны отводят легкие бензиновые фракции. Из разных зон колон-
ны отводят тяжелую бензино-лигроиновую фракцию, керосиновую, легкую и тя-
желую газойлевую фракцию при соответствующих температурах 160, 280, 345
и 410 °C. Последние три фракции отбирают в парообразном состоянии в укрепляю-
щие секции, где от них отделяются более высококипящие компоненты, которые
возвращаются в колонну. Из ряда зон ректификационной колонны при-250, 345
и 380'С выводят жидкие потоки, которые дополнительно нагревают на 28—35 °C
и возвращают в колонну. Тепло отводимых фракций используют для предвари-
тельного нагрева нефти и для нагрева жидких потоков, имеющих более низкую
температуру.
313
"Рис. VI-1. Схема теплообмена горячих нефтепродуктов и сырой нефти на уста-
новке АТ при двукратном ее испарении:
I — электродегидратор; 2 — отбензинивающая колонна; 3 — атмосферная колонна;
/ — сырая нефть; II— легкий бензин; III—тяжелый бензин; IV — керосин; V — дизельное
топливо; VI—керосино-газойлевая фракция; VII — мазут.
Для предварительного нагрева нефти на установке ЭЛОУ—
АВТ используют схему теплообмена с тремя параллельными пото-
ками [3]. Сырая нефть нагревается до 115 °C при поступлении в
блок ЭЛОУ и затем до 230 °C при поступлении на переработку с
использованием следующей схемы теплообмена: циркуляционное
прошение атмосферной колонны — пародистиллятные фракции ат-
Рис. VI-2. Схема теплообмена для подогрева нефти на установке АТ с однократ-
ным испарением:
1 — электродегидратор; 2 — атмосферная колонна; 3— укрепляющая секция;
/ — сырая нефть; II — газ; III — легкий бензин; IV— тяжелый бензин; V — керосин; VI —
легкое дизельное топливо; VII — тяжелое дизельное топливо; VIII — мазут; IX— водяной
пар; X — верхнее циркуляционное орошение; XI — верхний циркуляционный подогрев.
314
Рис. VI-З. Схема теплообмена на установке АВТ с подводом дополнительного теп-
ла в атмосферную и вакуумную колонны:
1 — атмосферная колонна; 2 — вакуумная колонна; 3 — электродегидратор;
7— сырая нефть; 7/ — вода; 111— водяной пар; IV — дизельное топливо; V — керосин; VI—
тяжелый бензин; VII — легкий бензин; VIII — углеводородный газ; IX — широкая фракция;
X — атмосферный газойль; XI — гудрон; XII— тяжелый вакуумный газойль; XIII — газ и
пар дистиллятов в вакуумсоздающую систему; XIV — легкий вакуумный газойль.
мосферной колонны — верхние продукты вакуумной колонны — бо-
ковые погоны атмосферной колонны — боковые погоны вакуумной
колонны — остаток вакуумной колонны. Для повышения эффек-
тивности теплообмена на установках АТ и АВТ предлагается сы-
рую нефть вначале подавать в пародистиллятный теплообменник
атмосферной колонны [4].
Поскольку обычно сырая нефть нагревается несколькими па-
раллельными потоками, следует избегать принудительного регули-
рования расхода потоков по отдельным ветвям, достигая равно-
мерного их распределения главным образом симметричным распо-
ложением оборудования, конструкций узлов и использованием
симметричного числа потоков (двух, четырех).
На современных установках АВТ с помощью системы теплооб-
мена используют подвод дополнительного тепла в атмосферную и
вакуумную колонны за счет частичного испарения атмосферного
газойля и гудрона (рис. VI-3) [5]; испарения легких фракций бо-
ковых погонов мазутом в отпарных секциях атмосферной колонны
(рис. VI-4, а) [6]; подогрева низа стабилизатора циркулирующей
флегмой атмосферной колонны (рис. VI-4, б); кроме того, система
теплообмена используется для конденсации паров из предвари-
315
Рис. VI-4. Варианты теплообмена потоков атмосферной колонны с отпарной сек-
цией (а) и атмосферой колонны со стабилизатором:
1 — атмосферная колонна; 2— отпарная секция; 3 — стабилизатор. I— нефть; II— неста-
бильный бензин; III — керосин; IV— дизельное топливо; V—мазут; VI — сжиженный газ;
VII — стабильный бензин.
тельного испарителя и водяного пара в вакуум создающей аппара-
туре сырой нефтью.
Применение на комбинированной установке ЛК-6У атмосферной колонны с
подводом тепла в низ отпарных секций при помощи кипятильников, обогревае-
мых потоками нефтепродуктов той же колонны, позволяет исключить водяной пар
из отпарных секций и предотвратить тем самым обводнение нефтепродуктов
(рис. VI-5) [7]. Необходимая поверхность вновь устанавливаемых кипятильников
и технологические параметры отпаривания в отпарных секциях при средней произ-
водительности атмосферной колонны 1000 т/сут приведены ниже:
Верхняя
секция
Средняя
секция
Нижняя
секция
Расход, кг/ч
фракций, кипятили отпаренных из тика .... 15500 21000 39500
целевого ходе из продукта иа вы- кипятильника 62000 84000 158000
Температура, °C 180 260
низа отпарной секции . . 140
паров на выходе из кипя- тильника 145 185 265
греющего продукта на вы- ходе из кипятильника 158 249 330
Полезная тепловая нагрузка кипятильника, МВт .... 1,6 2.0 3,63
Коэффициент теплопередачи, Вт/(м2-К) 140 175 175
Поверхность теплопередачи ки- пятильника, м2 420 155 287
Тип кипятильников может быть любой — вертикальный или горизонтальный,
•так как место для их монтажа на установке обычно имеется. Применение рас-
смотренной схемы теплообмена не требует дополнительной мощности печей для
316
нагрева нефти. В то же время отмечается, что для обычных условий перегонки
нефти предпочтительна схема с водяным паром нз-за простоты в аппаратурном
оформлении процесса [7].
Развитую систему теплообмена имеют установки ректификации
углеводородных газов, особенно при использовании низкотемпера-
турных процессов разделения. В качестве примера па рис. VI-6
приведена схема теплообмена установки низкотемпературной рек-
тификации природного газа с получением сухого газа и сжижен-
.ной широкой фракции углеводородов (Сг и выше), поступающей
на последующее разделение [8]. Система теплообмена на этой
установке предусматривает низкотемпературное охлаждение ис-
ходного газа в этановом холодильном цикле, в водяных холодиль-
никах, охлаждение обратными потоками газа, дросселированными
потоками газа в штуцерах и турбодетандерах.
На рис. VI-7 приведена схема теплообмена на установке фрак-
ционирования нестабильного газового конденсата, являющаяся ти-
пичной для установок стабилизации и ГФУ, использующих высо-
котемпературные процессы разделения [9]. Для повышения эффек-
Рис. VI-5. Схема теплообмена потоков в секции АТ комбинированной установки
ЛК-6У:
J — атмосферная колонна; 2 — отпарная секция;
/ — нефть; // — фракция 105—140 “С; III — фракция 140—180 °C; IV— фракция 180—230 °C:
V — фракция 230—350 °C; VI — мазут; VII — водяной nap; VIII — вода.
Рис. VI-6. Схема теплообмена на установке низкотемпературной ректификации
природных газов:
1 — турбодетандер; 2 — деметанизатор;
/ — природный газ; II — сухой газ; /// — сжиженный природный газ (фракция С. н выше):
IV — этан из холодильного цикла.
317
Рис. VI-7. Схема теплообмена потоков на установке разделения нестабильного
газового конденсата оренбургского месторождения:
Г—этановая колонна; 2—бутановая колонна; 3 — пропановая колонна;
/ — нестабильный газовый конденсат; // — этановая фракция: /// — дебутанизированный кон-
денсат; IV — пропановая фракция; V — бутановая фракция.
тивности системы теплообмена на подобных установках рекомен-
дуются следующие решения. При наличии нескольких колонн с
разным температурным режимом в технологических схемах целе-
сообразно использовать каскадные схемы охлаждения и конденса-
ции паров в верху колонн: подачу охлаждающей воды последова-
тельно через конденсаторы колонн с низкими, средними и высо-
кими температурами конденсации верхнего продукта. Такая систе-
ма теплообмена позволяет значительно снизить расход воды и
энергии на охлаждение и конденсацию верхних продуктов колонн
всей технологической схемы.
В колоннах с температурой конденсации верхнего продукта
выше 138 °C в качестве конденсатора целесообразно применять
генератор водяного пара низкого давления (0,138 МПа), который
можно использовать непосредственно на технологические нужды.
Сырьем для генератора водяного пара может быть тот же водяной
конденсат.
1.2. Синтез систем теплообмена установок перегонки
и ректификации нефтяных смесей
Разработка систем теплообмена является одной из важнейших
задач проектирования технологических установок. Системы тепло-
обмена проектируют в два этапа: на первом определяется схема
теплообмена и на втором — распределение поверхности теплооб-
мена. Оба этапа тесно связаны между собой.
На выбор той или иной схемы теплообмена влияют такие фак-
торы, как температуры внешних потоков на установке, стоимость
тепла и оборудования. При проектировании систем теплообмена
необходимо учитывать также следующие обстоятельства:
318
теплообмен всегда должен быть экономически оправдан,
т. е. дополнительные капитальные затраты не должны превы-
шать нормативный срок окупаемости;
система теплообмена должна быть достаточно гибкой,
т. е. обеспечивать эффективную работу при различном соста-
ве сырья; ।
1 система теплообмена должна быть выполнена из простых
и стандартных аппаратов;
температура потока, направляемого в аппарат воздушно-
го охлаждения, не должна превышать 125 °C, так как тепло
воздуха обычно не регенерируется и, следовательно, безвоз-
вратно теряется.
Эффективность системы теплообмена наиболее объективно оп-
ределяется на основе приведенных затрат:
n = (6oK + fiaM) (2 Ц/ + 2 Ц#) + 6 2
' ‘ i k
где бок нормативный коэффициент окупаемости, год-1; баи — норма амортиза-
ции, год-1; IL — стоимость t-ro основного элемента системы теплообмена, руб;
Ц/— стоимость /-го вспомогательного элемента системы теплообмена, руб; 0 —
число часов работы оборудования в год; Цт — стоимость топлива, руб./кг, или
электроэнергии, руб./(кВт-ч); GT— расход топлива, кг/ч, или потребляемая мощ-
ность электроэнергии, кВт.
Стоимость основных элементов системы теплообмена (рекупе-
ративных теплообменников) и вспомогательных элементов (воз-
душных холодильников) рассчитывается по уравнению
Ц = аГ6
где а, b — коэффициенты, определяемые с помощью регрессионного анализа дан-
ных из каталогов и прейскурантов типоразмеров и цен на теплообменники; F —
поверхность теплообмена, м2.
Для определения эффективности схемы теплообмена могут
быть использованы также такие показатели, как степень регене-
рации (использования) тепла Кр и удельный расход топлива Вт
(кг/т) [10]:
„ __SQT 4~ SQK
Кр~ SQn
•10«
где QT, QK—тепло, переданное в теплообменниках и кипятильниках от горячих
потоков нефтепродуктов; Qn — полезная тепловая мощность печей; SQ„— сум-
марная тепловая мощность печей, МВт; Q” — теплотворная способность топлива,
кДж/кг; G„— производительность по нефти, т/ч; цп — к. п. д. печи (т)п=
=0,7—0,8).
В качестве примера ниже приведены результаты расчета ука-
занных показателей для различных установок АВТ и АТ [10];
установки первичной перегонки нефти характеризуются высокими
319
коэффициентами использования тепла, доходящими до 80% и
сравнительно невысоким расходом тепла:
Кр. % вт, кг/т
Типовая схема АТ-1 двукратно-
го испарения 70 17,7
То же, АТ-2 70 17,8
Схема трехкратного испарения 80 15,7
АТ-1 Краснодарского НПЗ . . 75 16,5
АВТ Ново-Ярославского НПЗ 77 17,1
АТ-6 Ново Полоцкого НПЗ . 57 17,2
АВТ-6 Ново-Полоцкого НПЗ . 57 23,2
АВТ Делавайр (США) . . . 49 16,5
р
1
1
Д'
т
д
р
с
ц
т
к
м
э
в
в
Г1
м
с
к
3.
•о
TI
м
Т(
т<
н
31
При выборе или проектировании систем теплообмена, число ва-
риантов схем которых значительно, используют специальные ме-
тоды синтеза: декомпозиционно-эвристические или эволюционно-
эвристические, а также метод линейного и динамического про-
граммирования (алгоритмические методы). Указанные методы
реализуются, как правило, на ЭВМ, однако известны также доста-
точно эффективные методы синтеза, реализуемые и вручную.
Рассмотрим кратко сущность декомпозиционно-эвристических
методов синтеза систем теплообмена.
Постановка задачи определения оптимального варианта техно-
логической схемы теплообмена с помощью декомпозиционно-эв-
ристического метода синтеза однородных систем имеет следующий
вид [11]. Имеется М горячих технологических потоков Sm-i (i=
= 1, 2,..., М) .и N холодных технологических потоков SN-f (j=
= 1, 2,..., N), которые должны быть нагреты в теплообменниках
заданного типа за счет рекуперации тепла горячих потоков. Каж-
дый технологический поток характеризуется массовым расхо-
дом W, начальной tK и конечной tK температурами и теплоем-
костью с. Для решения задачи — разработки оптимальной техно-
логической схемы теплообмена — необходимо при заданных типах
элементов схемы определить такую структуру технологических
связей между элементами системы и выбрать параметры элемен-
тов, которые обеспечат получение и выполнение требуемой техно-
логической операции теплообмена и будут соответствовать мини-
муму приведенных затрат.
В работе [12] получен оптимальный вариант системы теплообмена установки
ЭЛОУ-АВТ-6 с использованием декомпозиционно-эвристического метода синтеза
однородных систем. В проектном варианте схемы теплообмена (рис. VI-8, а) ис-
пользуют кожухотрубные рекуперативные теплообменники, для доохлаждения
технологических потоков используют воздушные холодильники. В схему теплооб-
мена включен испаритель, связанный с измеиеиием агрегатного состояния потока
в кипятильнике второй колонны блока вторичной перегонки бензина. Параметры
состояния технологических потоков проектной схемы теплообмена приведены в
табл. VI.1. Потоки SN_t и Sw_2 перед электродегидраторами и Sjv-s и Sw_6 перед
отбензинивающей колонной объединяются для усреднения их температур.
Поверочный расчет проектного варианта технологической схемы с учетом
5%-х тепловых потерь с поверхности трубопроводов и теплообменников показал,
320
Рис. VI-8. Проектная (а) и усовершенствованная (б) схемы теплообмена установ-
ки ЭЛОУ-АВТ-6:
Т — теплообменники рекуперативные; X — водяные холодильники; И — испаритель (кипя-
тильник); В—воздух;
7 — сырая нефть; II — обессоленная нефть (обозначения потоков см. в табл. VI.3).
что температура нефти перед отбензинивающей колонной составит 209 °C, а сте-
пень рекуперации тепла равна:
X, = AQJV/AQM-100 = 77,5%
где Д<2л1 — тепло, отводимое горячими потоками при изменении их температур от
1к до tK\ Д<2« —тепло, принимаемое холодными потоками за счет рекуперации
тепла горячих потоков.
Синтезированный вариант оптимальной системы теплообмена показан на рис.
VI-8,6. Оптимальный вариант схемы отличается от проектного большим числом
рекуперативных теплообменников (14 вместо 10) и значительно меньшим числом
воздушных холодильников (2 вместо 7). Сравнение стоимостей проектного и раз-
работанного вариантов системы теплообмена привело к следующим данным:
Проектный Разработанный
вариант вариант
Общая поверхность, м2
рекуперативных теплообменников 16010 19938
воздушных холодильников . . . 25168 3976
кипятильников................ 354 1062
Полная стоимость, тыс. руб. . . . 740,9 448,7
21—1502
321
Таблица VI. 1. Параметры технологических потоков
проектной системы теплообмена установки ЭЛ ОУ—АВТ-6
Поток на схеме (рнс. VI-8) Наименование потока Температура, °C Расход, т/ч
начальная конечная
Sm-i Среднее циркуляциоииое орошение вакуумной колонны 160 100 284,0
Sm-2 Фракция 350—420 °C 284 80 78,5
Sm-s III циркуляционное орошение атмос- ферной колонны 270 90 130,0
Sm -4 Гудрон 360 90 183,8
Sai-6 II циркуляционное орошение атмос- ферной колонны 198 80 280,0
S«-6 Фракция 290—350 °C 324 120 79,0
S«-7 Фракция 420—500 °C 344 170 174,0
Фракция 180—240 °C 182 60 73,5
Sm-$ Фракция 62—85 °C 102 50 22,0
Sn-i Сырая нефть 10 149 368,2
Sn-2 Сырая нефть 10 122 368,2
Sh-s Теплофикационная вода 70 150 54,2
Sn-4 Фракция 62—85 °C 102 102 110,2
Sh-s Обессоленная нефть 125 217 368,2
Sjf-6 Обессоленная нефть 125 208 368,2
Как видно, оптимальная система теплообмена позволяет довести степень ре-
куперации тепла до 92%, за счет чего повышается температура потока нефти пе-
ред вводом в отбензинивающую колонну до 230 °C. Одновременно с уменьшением
числа воздушных холодильников снижаются затраты на электроэнергию.
Рассмотрим эволюционно-эвристический метод синтеза систем
теплообмена, .разработанный специально для ручных расчетов [13].
Применение этого метода особо эффективно для синтеза оптималь-
ных систем теплообмена установок первичной перегонки нефти.
Синтез проводят с использованием диаграмм энтальпий потоков. На рис. VI-9
в качестве примера * показана диаграмма энтальпий потоков для системы
теплообмена одного горячего потока Sh,, двух холодных потоков SCl и Sc? и по-
тока водяного пара как теплоносителя. По осям ординат на диаграмме отложены
температуры потоков и по оси абсцисс в масштабе, указанном на рисунке, откла-
дываются теплоемкости потоков. Каждому потоку соответствует прямоугольник
или трапеция (блок) при различных теплоемкостях потока на входе и выходе.
Следовательно, площадь блока обозначает энтальпию потока (блоки Вверху ри-
сунка относятся к горячим потокам, внизу — к холодным). Стрелки около соот-
ветствующих потоков показывают направление движения потоков, т. е. изменение
температур потоков. Относительно оси абсцисс блоки располагаются произвольно,
но таким образом, чтобы температуры горячих потоков на входе в блоки и тем-
пературы холодных потоков на выходе из блоков располагались в порядке умень-
шения их значений слева направо. Теплоносители или хладоагенты обозначаются
точками на уровне соответствующих температур (первые выше и вторые ниже оси
абсцисс). При этом нагреваемые теплоносителями или охлаждаемые хладоаген-
тами потоки соответствуют заштрихованным площадям блоков.
Теплообмен на соответствующих блоках между горячими и холодными пото-
ками обозначается буквами, например, А и В. Поскольку при теплообмене тепло,
отдаваемое одним потоком, практически полностью передается другому потоку,
322
Рис. VI-9. Диаграмма энтальпий
потоков (пример 1 — пояснения в
тексте).
площади горячих и холодных бло-
ков с одинаковыми буквами долж-
ны быть равны между собой. Ана-
логично, общая площадь всех го-
рячих блоков должна быть равна
площади холодных блоков за вы-
четом площади потоков, нагревае-
мых теплоносителем и охлаждае-
мых хладоагентом. И, наконец,
разбивка блоков на меньшие фй<
гуры горизонтальными и верти-
кальными линиями обозначает со-
ответственно организацию после-
довательного или параллельного
теплообмена.
При синтезе систем теп-
лообмена используют сле-
дующие эвристические пра-
вила.
1. Теплообмен между горячими потоками или теплоносителем
и холодными потоками или хладоагентами осуществляется после-
довательно для потоков в порядке уменьшения их температур,
т. е. горячий поток с максимальной температурой на входе свя-
зывается теплообменом с холодным потоком с максимальной тем-
пературой на выходе; горячий поток со средней температурой на
входе связывается теплообменом с холодными потоками со сред-
ней температурой на выходе и, наконец, горячий поток с мини-
мальной температурой на входе связывается теплообменом с хо-
лодным потоком с минимальной температурой на выходе.
2. Если температура теплоносителя выше максимальной темпе-
ратуры горячих потоков, подогреватели ставят в конце схемы,
т. е. на выходе холодного потока, и если температура хладоагента
ниже минимальной температуры холодных потоков, холодильник
устанавливают также в конце схемы, т. е. на выходе горячего
потока.
3. Стоимость системы теплообмена уменьшается при уменьше-
нии в ней числа теплообменников.
Предлагается следующий порядок синтеза системы теплооб-
мена.
1. Для заданных условий теплообмена строят диаграмму эн-
тальпий потоков. Следует отметить, что в исходных данных не
всегда заданы температуры потоков на выходе. В этом случае
температуру первого теплообменивающегося потока следует за-
дать, а другую найти из теплового баланса, т. е. по равенству пло-
щадей теплообменивающихся потоков на соответствующем блоке.
При задании температуры выходящего потока минимальную раз-
21
323
ность температур на холодном конце теплообменника следует при-
нимать не менее 10 °C.
2. Определяют максимальное количество тепла, передаваемого
теплообменником с учетом тепла теплоносителей и хладоагентов.
3. Каждый из блоков разбивают горизонтальными линиями на
участки последовательного теплообмена. Горизонтальные линии в
i-м блоке проводят для температур, соответствующих температуре
входа (i+.l)-го блока.
4. Обозначая элементы блоков одинаковыми буквами, синте-
зируют схему теплообмена между горячими и холодными пото-
ками.
5. Элементы блоков разбивают вертикальными линиями для ор-
ганизации системы параллельного теплообмена, при этом верти-
кальные линии в блоке проводят в том случае, когда необходимо
уравнять число элементов блоков, обозначенных одинаковыми
буквами для холодных и горячих потоков.,
6. На основе построенной диаграммы энтальпий потоков чер-
тят синтезированную схему теплообмена.
7. Определяют необходимые поверхности теплообмена и об-
щую стоимость всей системы теплообмена.
8. Вычисленные поверхности теплообмена укрупняют за счет
объединения двух или нескольких теплообменников. Новую стои-
мость системы теплообмена сравнивают с предыдущим значением.
Укрупнение продолжают до тех пор, пока стоимость системы теп-
лообмена не начнет увеличиваться.
Пример 1. Необходимо синтезировать систему теплообмена между двумя хо-
лодными потоками Scj и Sc2, одним горячим потоком Shl и теплоносителем (во-
дяным паром). Исходные данные по этому примеру приведены на диаграмме эн-
тальпий потоков (см. рис. VI-9). Здесь температура водяного пара (232 °C) ниже
температуры горячего потока на входе (250 °C). Следовательно, верхняя часть
горячего блока Sh1 должна быть связана теплообменом с верхней частью холод-
ного блока Scj и поэтому оба элемента этих блоков обозначаются буквой А. Теп-
лообмен между этими потоками осуществляется при температуре горячего потока
на выходе, равной температуре водяного пара (232°C). Водяной пар использует-
ся для подогрева холодного потока SC1 (см. рис. VI-9, заштрихованная часть в
низу блока SCj). Нижияя часть блока связывается теплообменом с блоком
SC2 и поэтому оба элемента этих блоков обозначаются буквой В. Синтезирован-
ная схема теплообмена показана на рис. VI-10.
Пример 2. Необходимо синтезировать схему теплообмена между двумя горя-
чими и двумя холодными потоками. Диаграмма энтальпий потоков для этого при-
Рис. VI-10. Схема теплообмена (для примера, изо-
браженного иа диаграмме энтальпий потоков,
рис. VI-9).
324
Рис. VI-11. Диаграмма энтальпий потоков (пример 2).
мера изображена на рис. VI-11. Для приведенных данных имеем Qh (1,76 МВт)>
>Qc (1,67 МВт) и, следовательно, только часть горячего блока Sh1 будет занята
холодным (ниже температуры 122°C). Анализ температур на входе в горячий
блок Sh2 и на выходе из блока Sc2 показывает, что теплообмен между этими по-
токами возможен только в том случае, если температура холодного потока Sc2
на выходе будет равна 249—11=238 °C. Здесь 249 °C — максимальная температу-
ра горячего потока S/ц и Ыт= 11 °C — минимально допустимая разность темпе-
ратур для теплообмена. Следовательно, верхняя часть блока Зс2 выше 238 °C бу-
дет занята теплоносителем.
Все горячие и холодные блоки разбивают горизонтальными линиями на эле-
менты, которые обозначают буквами А, В, С, D и Е. С целью иллюстрации после-
дующей процедуры эволюционного синтеза при разбивке принято заведомо лиш-
нее число элементов в блоках. Так как один элемент В потока Sh2 связан с двумя
элементами холодных блоков и SCj, разбиваем элемент В горячего блока Sti2
вертикальной линией иа два элемента. Элементы С и D всех блоков объединяют
в один, окончательное расположение элементов в блоках показано на рис. VI-11,
справа. Соответствующая схема теплообмена изображена на рис. VI-12, а. На
этом же рисунке изображены еще две схемы бив после укрупнения теплообмен-
ников, т. е. полученные в процессе эволюционного синтеза: схема б получена при
укрупнении теплообменников £2 и Et предыдущей системы а, схема в — при
укрупнении теплообменников Е, и Е2 предыдущей системы б.
Рассмотрим еще один эволюционно-эвристический метод синте-
за системы теплообмена, легко реализуемый также вручную [14].
В основу метода положены две эвристики: 1) теплообмен осу-
ществляется в первую очередь между наиболее горячим и наиме-
нее холодным потоками; 2) поверхность теплообмена определяется
исходя из требований максимального количества переданного теп-
ла между двумя потоками с заданными температурами на входе.
Последовательность синтеза системы теплообмена для охлаж-
дения пн горячих потоков с исходными температурами 7д/ с пс
холодными потоками с исходными температурами Тм, показанная
условно для одного шага на рис. VI-13, будет следующей.
1. Выбирают холодные и горячие потоки, удовлетворяющие ус-
ловию Th =max(Thj) и T*t =тах(7'с»).
325
(Стоимость 98,6 7О)
б
(Стоимость 96,7 7»)
6
Рис. VI-12. Синтез системы теплообмена по примеру 2.
2. Если температура Th настолько низкая, что она не позволяет
осуществлять теплообмен с потоком T*t, необходимо установить
подогреватель для холодного потока для нагрева его с темпера-
туры Т^до 7‘тИ тогда для последующего шага необходимо при-
нять Tct = Тст-
3. Рассматривают теплообмен между потоками с входящей тем-
пературой горячего потока Th и уходящей температурой холодно-
то потока T*t.
4. Принимая для указанных выше потоков максимальный теп-
лообмен (максимальное количество переданного тепла), опреде-
ляют потребную поверхность теплообмена.
5. Вычисляют входящую температуру холодного потока Тсг
(Tcr^Tct) и выходящую температуру горячего потока Тад (Tho>-
^Thi).
6. Если Tcr=Tct, холодный поток t исключают из дальнейшего
рассмотрения, в противном случае Тсц = Тсг-
7. Аналогичным образом исключают горячий поток /, если
Tho=Thtj, в противном случае Thj — Tho.
8. Указанную процедуру повторяют с первого шага для новой
пары потоков.
9. Оставшиеся потоки Tci нагреваются до температуры Tcti,
а потоки Тм охлаждаются до температуры Тмь
Рис. VI-13. Одни шаг синтеза системы теплообмена (от S„ до Sn-i).
326
Проверка данного метода на целом ряде примеров показала,
что он обеспечивает при минимальных затратах времени счета на-
хождение системы теплообмена, близкой к оптимальной. В отдель-
ных случаях, однако, оптимальная система получается лишь при
использовании вместо первой эвристики другой: теплообмен осу-
ществляется между наиболее горячим и вторым наименее холод-
ным потоками. Одним из существенных достоинств указанного ме-
тода является возможность синтеза циклических схем теплообме-
на, не всегда реализуемых другими известными методами син-
теза.
2. СХЕМЫ УПРАВЛЕНИЯ-ПРОЦЕССАМИ ПЕРЕГОНКИ
И РЕКТИФИКАЦИИ НЕФТЯНЫХ СМЕСЕЙ
2.1. Общая характеристика систем
автоматического управления технологическими процессами
Основной задачей автоматического управления процессом пе-
регонки и ректификации является обеспечение заданных показа-
телей качества продуктов при минимальных энергетических за-
тратах. Применение эффективных и надежных систем управле-
ния позволяет заметно повысить качество и увеличить выход
продуктов на действующих установках без увеличения производ-
ственной мощности.
При регулировании процесса ректификации одну часть неза-
висимых переменных процесса стабилизируют, а другую часть ис-
пользуют в качестве управляющих воздействий для ликвидации
возмущений, вносимых в процесс при изменении независимых пе-
ременных процесса. Управляемыми независимыми переменными
процесса обычно являются: давление и температура питания, ме-
сто его ввода в колонну, давление, расход дистиллята или остатка,
флегмовое число и количество тепла, подводимого в низ колонны.
Ректификационная колонна как объект регулирования характе-
ризуется взаимосвязью регулируемых параметров. Поэтому схемы
регулирования и регулируемые параметры следует принимать с
минимальными внутренними связями. При ' невозможности пол-
ностью устранить внутренние связи регулируемых параметров не-
обходимо стремиться хотя бы частично ослабить их влияние. При
этом следует иметь в виду, что регуляторы разных регулируемых
параметров имеют различные динамические характеристики, что
и уменьшает связь регуляторов в процессе.
Система управления процессом должна предохранять процесс
от попадания в него возмущений при изменении регулируемых ве-
личин, а также компенсировать влияние изменения величин нере-
гулируемых параметров: состава питания, температуры окружаю-
щей среды и т. д.
Для автоматизации процесса ректификации используют регу-
ляторы давления, температуры, расходов, уровня жидкости и раз-
327
личные счетно-решающие устройства — электрические, аналоговые
и электронные. Чувствительными элементами систем регулирова-
ния являются: термопары, манометры, дифманометры, диафрагмы,
уровнемеры и различные анализаторы качества продуктов.
Для управления процессом ректификации применяют следую-
щие системы автоматического регулирования [15]:
1) системы регулирования по отклонению (стабилизации ос-
новных параметров ректификации);
2) системы регулирования по возмущению;
3) комбинированные системы (по отклонению регулируемых
величин и по возмущению одновременно);
4) системы оптимизации.
Системы стабилизации основных параметров процесса (давле-
ния, расхода, температуры, уровня жидкости) реализуются с ис-
пользованием достаточно простых схем и обычных средств регули-
рования. Такие системы оправдывают себя при разделении смесей,
компоненты которых имеют сильно различающиеся физические
свойства, например, относительные летучести при постоянном со-
ставе сырья и мало меняющейся температуре процесса. Для улуч-
шения работы ректификационных систем здесь применяют систе-
мы автоматического регулирования по отклонению состава про-
дуктов, для чего используют анализаторы качества в контуре ре-
гулирования. Среди различных анализаторов качества наиболь-
шее распространение получили хроматографы.
Системы регулирования по возмущению предназначены для
компенсации влияния на процесс ряда возмущений: энтальпии, со-
става и расхода исходной смеси, температуры флегмы и т. д. Регу-
лирование по возмущению позволяет сохранять оптимальные рабо-
чие условия и чистоту получаемых продуктов при изменении со-
става исходной смеси. Среди систем регулирования по возмущениям
широкое распространение получили системы регулирования по
внутренней флегме.
Комбинированные системы регулирования по отклонению и
возмущению регулируемой величины с использованием регулято-
ров и анализаторов качества являются одной из последних тенден-
ций в усовершенствовании схем регулирования процесса ректи-
фикации.
Системы оптимизации, выполняемые с различными вспомога-
тельными устройствами и в том числе с ЭВМ, являются в опреде-
ленной степени самонастраивающимися системами.
2.2. Элементы систем автоматического управления
процессами перегонки и ректификации
Схемы автоматизации процессов перегонки и ректификации со-
держат, как правило, типовые решения по регулированию таких
параметров процесса, как давление, температура и расход внеш-
них потоков. В связи с этим целесообразно предварительно рас-
328
Рис. VI-14. Схемы автоматического регулирования давления в ректификационных
колоннах атмосферных и под давлением (а—г) и в вакуумных колоннах (5):
а — по расходу паров; б — по расходу неконденсируемых газов; в — по расходу хладоаген-
та в конденсатор-холодильник; г — по расходу потока паров, огибающего конденсатор; д —
по расходу воздуха;
1 — хладоагент; II — дистиллят; III — воздух; IV — водяной пар.
смотреть основные варианты типовых решений по регулированию
указанных выше параметров с тем, чтобы в дальнейшем основное
внимание уделять системам управления процессов в целом и осо-
бенно новым решениям.
Регулирование давления. Работа ректификационной колонны во
многом зависит от качества регулирования давления из-за значи-
тельного влияния давления на температуры потоков и долю отгона
сырья. Особенно важно регулирование давления при разде-
лении легких углеводородов , и .изомеров. В зависимости от
состава и свойств разделяемой смеси и аппаратурного оформле-
ния процесса может быть принят один из следующих вариантов
регулирования давления в колонне (рис. VI-14). По схеме а дав-
ление регулируется изменением проходного сечения клапана, уста-
новленного непосредственно на паровом трубопроводе из колонны.
Схема применяется, когда температура верха невелика и требу-
ется минимальное время запаздывания. По этой схеме уровень
жидкости в емкости орошения регулируется изменением расхода
охлаждающей воды в конденсатор-холодильник.
По схеме б давление регулируется изменением расхода паров
из емкости орошения. Схема применяется, когда получаются про-
дукты в газовой фазе или когда расход неконденсируемых газов
составляет 10% от общего расхода дистиллята.
329
Рис. VI-15. Схема регулирования по перепаду дав-
ления:
I — теплоноситель; II — дистиллят; III — сырье; IV —
эстаток.
Схемы виг применяются при получении верхнего продукта в
жидкой фазе. Продукт здесь отводится по уровню в емкости оро-
шения, а давление регулируется изменением расхода охлаждаю-
щей воды (схема в) или изменением расхода газа в байпасной
линии (схема г). Схема в применяется при высокой температуре
верха колонны и наличии достаточного объема охлаждающей
воды. Схема г получила распространение при установке конденса-
торов ниже емкости орошения — на нулевой отметке. В вакуумных
колоннах давление регулируется изменением расхода воздуха, по-
ступающего вместе с неконденсируемым газом в эжектор, который
работает на максимальную производительность (схема д).
Хорошие результаты дают схемы регулирования по перепаду
давления на нескольких тарелках или по колонне в целом
(рис. VI-15). Регулирование по перепаду давления воздействием
на подачу теплоносителя в низ колонны гарантирует стабильную
работу колонны при расчетной скорости паров, при максимальной
эффективности тарелок и позволяет повысить производительность
колонны, так как перепад давления существенно влияет на массу
удерживаемой в колонне жидкости.
Регулирование расхода сырья, продуктов и орошения позволя-
ет стабилизировать общий материальный баланс колонны. Для
нефтяных колонн регулирование по отбору дистиллятов дает луч-
шие результаты, нежели регулирование по температуре, так как
при этом обеспечивается постоянство граничных температур деле-
ния смеси, что приводит к меньшему перераспределению фракций
между дистиллятом и остатком [16]. Изменением расхода продук-
товых потоков регулируются (рис. VI-16) уровни жидкостей в ем-
кости орошения (а), в кипятильнике (б) или в нижней части ко-
лонны (в). Довольно часто расходы потоков стабилизируют.
Регулцрование расхода нижнего продукта осуществляют с кор-
рекцией по температуре, по составу потоков на контрольной та-
релке или по схеме двухкаскадного регулирования (рис. VI-17, а).
Расход теплоносителя в кипятильник регулируется с коррекцией
по уровню жидкости в кипятильнике. Сравнение данной схемы
регулирования с воздействием 'анализатора качества через темпе-
ратуру на расход теплоносителя в кипятильник показало, что ре-
330
Рис. VI-16. Схемы регулирования уровней по отбору получаемых продуктов:
а — в емкости орошения; б — в кипятильнике; в — в низу колонны;
I — дистиллят; II — остаток; III — теплоноситель.
гулирование отбора продуктов обеспечивает более стабильные со-
ставы и температуры в колонне. По. схеме б анализатор качества
корректирует задание регулятору расхода верхнего продукта, уро-
вень жидкости в емкости орошения регулируется изменением по-
дачи теплоносителя в .кипятильник, расход орошения стабилизи-
рован. Такая схема применяется для регулирования работы изо-
бутановой колонны.
Расход или состав сырья редко выбирают в качестве регули-
рующих параметров процесса. Эти параметры обычно стараются
стабилизировать, так как условия работы установки и других ап-
паратов не позволяют менять их в широких пределах. Тем не ме-
нее причиной нарушения качества продуктов разделения часто яв-
ляются изменения расхода или состава сырья. На рис. VI-18 изо-
бражена одна из возможных схем регулирования расхода сырья с
коррекцией по составу флегмы на контрольной тарелке.
Расход орошения можно регулировать с коррекцией по темпе-
ратуре потока на контрольной тарелке. Заданный расход парового
Рис VI-17. Схемы регулирования отборов нижиего продукта с помощью анализа-
тора качества и регулятора температуры (а) и верхнего продукта по составу по-
токов иа верхних тарелках (б)з
I — остаток; II — теплоноситель; III — сырье; IV — дистиллят.
331
Рис. VI-18. Схема регулирования расхода сырья с коррекцией по составу жидко-
сти на контрольной тарелке.
Рис. VI-19. Схема регулирования расходов жидкого и парового орошений с кор-
рекцией по температурам потоков на контрольных тарелках:
/— сырье; // — дистиллят; /// — теплоноситель; IV — остаток.
орошения в низу колонны может поддерживаться путем регулиро-
вания расхода теплоносителя в кипятильник колонны с коррек-
цией по температуре на контрольной тарелке отгонной части ко-
лонны (рис. VI-19).
При выборе схемы управления .расходами жидкостного и паро-
вого орошений следует иметь в виду, что транспортное запаздыва-
ние в первой схеме в 2—3 раза больше, чем во второй.
При регулировании расхода орошения подачу теплоносителя
в кипятильник стабилизируют, нижний продукт выводят по уров-
ню жидкости в кипятильнике, отбор верхнего продукта стабилизи-
руют. При регулировании расхода орошения хорошие результаты
достигаются при использовании каскадных схем с анализаторами
качества, корректирующими задание регулятору расхода ороше-
ния по заданному составу на контрольной тарелке колонны. На-
пример, в изопентановой колонне (рис. VH20) на 10-й тарелке
сверху поддерживали состав пара с точностью 1%, что обеспечило
загрязнение верхнего продукта менее 0,7% Аналогичная каскад-
ная схема регулирования расхода орошения была осуществлена в
изобутановой колонне с поддержанием заданного давления насы-
щенных паров продукта на 9-й тарелке, считая сверху.
На рис. VI-21 изображена схема управления процессом в про-
стой колонне по соотношению расходов сырья .и орошения с кор-
рекцией по уровню жидкости в рефлюксной емкости.
Температура сырья обычно регулируется изменением расхода
теплоносителя в 'подогреватель или топливного газа в печь с кор-
332
рекцией по температуре дымовых газов на перевале (рис. VI-22, а
и б). Несколько лучшие результаты получаются при использова-
нии каскадной схемы, когда регулятор температуры сырья на вы-
ходе из подогревателя корректирует регулятор расхода теплоноси-
теля или топливного газа (рис. VI-22 виг). Значительно реже
применяется схема регулирования температуры сырья байпасиро-
ванием части потока через подогреватель (рис. VI-22, д). В этом
случае при колебании температуры сырья регулятор температуры
дает сигнал на клапан на байпасной линии.
Температура паров в верху колонны регулируется обычно из-
менением расхода орошения. Однако более чувствительным па-
раметром является промежуточная температура в колонне.
Температура паров в низу колонны регулируется изменением
расхода теплоносителя в кипятильник. Здесь применяются самые
различные схемы в зависимости от конструкции колонны, условий
проведения процесса, качества получаемых продуктов и других
факторов. Наиболее распространены схемы регулирования темпе-
ратуры в зоне питания или на контрольной тарелке изменением
расхода теплоносителя в кипятильник в прямом или каскадном
(через регулятор расхода) контуре регулирования. Хорошие ре-
зультаты получаются также от схем регулирования перепада тем-
ператур на нескольких тарелках (рис. VI-23) при разделении ши-
рококипящих смесей с большой разностью относительных летуче-
стей компонентов [117].
Рис. VI-20. Схема регулирования расхода орошения по качеству продуктов на
контрольной тарелке в изопентановой колонне:
I — сырье; II — дистиллят; III — теплоноситель; IV — остаток.
Рис. VI-21. Схема управления процессом в колоиие по расходам потоков (по ма-
териальному балансу).
333
a
Рис. VI-22. Схема регулирования температуры сырья:
я, б — прямые схемы; в, г — каскадные схемы; д — схемы с байпасированием части сырья;
I — сырье; II — теплоноситель; III — газ.
Схемы с одновременным регулированием температуры верха и
низа колонны воздействием на расход орошения и теплоноситель
в низу колонны не применяются, так как при этом возможны на-
рушения процесса разделения.
2.3. Автоматизация и управление процессом ректификации
в простых колоннах
Управление 'Процессом ректификации представляет собой слож-
ную задачу из-за большого числа взаимосвязанных факторов и
переменных, влияющих на качество продуктов, а также из-за зна-
чительной емкости и инерционности ректификационных установок
как объектов регулирования. Известно большое число вариантов
схем регулирования, обзор которых не всегда представляет инте-
рес. Поэтому рассмотрим лишь наиболее часто применяемые ре-
шения, а также некоторые новые схемы регулирования с анализом
общих принципов построения систем автоматизации простых рек-
тификационных колонн.
Обычные или традиционные схемы регулирования одноколонных систем рек-
тификации включают не связанные между собой элементы, описанные в предыду-
щем параграфе. Например, широко распространена такая схема регулирования
(рис. VI-24): давление регулируется изменением расхода газа из рефлюксной
емкости, расход орошения стабилизирован, отбор дистиллята осуществляется по
уровню жидкости в рефлюксной емкости, отбор остатка — по уровню жидкости
в кипятильнике, температура жидкости иа контрольной тарелке регулируется из-
менением расхода теплоносителя в кипятильник. Сравнение и анализ различных
схем автоматизации простых ректификационных колонн показывает [18], что луч-
шие результаты по сравнению с приведенной иа рис. VI-24 схемой дает регули-
рование отбора дистиллята с коррекцией по температуре жидкости иа контрольной
тарелке верхней части колонны с регулированием подачи орошения с коррекцией
по уровню в емкости дистиллята. В качестве управляющего сигнала, воздействую-
334
щего иа регулятор отбора дистиллята, можно использовать профиль температур
по колонне, т. е. разность температур потоков выше и ниже тарелки питания
(рис. VI-25). Подобная схема регулирования обеспечивает получение весьма чув-
ствительной системы для точного регулирования качества продуктов [19].
Опыт эксплуатации систем автоматического регулирования с
традиционными схемами показывает, что эти схемы не обеспечива-
ют достаточно эффективного управления процессом и не устраняют
значительных колебаний расхода пара внутри колонны при допу-
стимом изменении нагрузок. Значительно лучшей динамической
стабильностью обладают схемы связанного или каскадного регули-
рования, в которых регулятор расхода продукта, орошения или
греющего пара воздействует на управляемый параметр через ка-
кой-либо другой регулируемый параметр, например, температуру
на контрольной тарелке, уровень жидкости в рефлюксной емкости,
расход теплоносителя, хладоагента и т. д.
На рис. VI-26, а показана схема автоматизации процесса ректификации, в ко-
торой используют несколько контуров каскадного регулирования для управления
расходами продуктов и теплоносителя в кипятильник [20], а иа рис. VI-26, б
приведена каскадная схема регулирования пропановой колонной [21]. В последней
схеме расход орошения и расход хладоагента в конденсатор-холодильник регули-
руются с коррекцией по уровню в рефлюксной емкости; отбор дистиллята произ-
водится по температуре жидкости на контрольной тарелке, давление в колонне
регулируется измеиеиием расхода водяного пара в кипятильник; уровень жидко-
сти в колонне регулируется отбором остатка. Применение такой схемы позволило
исключить захлебывание конденсатора-холодильника.
Рис. VI-23. Схема управления процессом в изобутаиовой колонне по перепаду тем-
ператур иа нескольких тарелках:
/— сырье; // — дистиллят; /// — остаток; IV — теплоноситель.
Рис. VI-24. Схема -регулирования процесса стабилизации бензинов:
/ — сырье; // — газ; /// — дистиллят; IV — теплоноситель; V — остаток.
335
ных процесса. Самым простым
Рис. VI-25. Схема регулирования по про-
филю температур в колоиие.
Четкость ректификации и на-
дежность систем автоматическо-
го регулирования заметно повы-
шаются, если в схемах использу-
ют анализаторы качества на по-
токе в качестве управляющего
или корректирующего парамет-
ра. Анализаторы качества изме-
ряют состав или какую-либо фи-
зико-химическую константу про-
дукта на выходе из колонны или
на контрольной тарелке и при
отклонении качества этого про»
на одну из независимых перемен-
наиболее эффективным способом
использования анализаторов качества в замкнутом контуре регу-
лирования является воздействие сигнала анализаторов качества
на подачу теплоносителя в низ колонны.
На рис. VI-27 показана схема регулирования ректификацион-
ной колонны с двумя кипятильниками для получения алкилата с
контролем качества нижнего продукта. Применение анализатора
качества в схеме регулирования позволило стабильно поддержи-
вать в алкилате содержание изобутана в пределах 0,8—1,2% [21].
В случае достаточно тяжелого нижнего продукта более надеж-
ная и менее инерционная система регулирования получается при
использовании анализатора качества на потоке паров в промежу-
Рис. VI-26. Каскадные схемы регулирования расхода теплоносителя в кипятиль-
ник (а), орошения и хладоагента в коидеисатор-холодильиик (б):
I — сырье; II — хладоагент; III — дистиллят; IV — теплоноситель; V — остаток.
336
Рис. VI-27. Схема регулирования ректификационной колонны с двумя кипятиль-
никами:
Z — сырье; II— газ; III — дистиллят; IV— теплоноситель; V — остаток.
Рис. VI-28. Схема управления составом продуктов в колонне:
I — сырье; II — хладоагент; III — дистиллят; IV — теплоноситель; V — остаток.
точном сечении нижней части колонны. В частности, такое решение
использовано для регулирования работы изобутановой .колонны
[22]. Анализаторы качества лучше применять в каскадных схемах
регулирования с существующими регуляторами технологического
процесса, что исключит нежелательные последствия нарушений в
работе анализатора и устранит его инерционность.
При постоянной скорости подачи питания весьма эффективна с
точки зрения минимизации энергетических затрат схема управле-
ния составом в верху и в низу колонны [23] (рис. VI-28).
Автоматическое управление процессом ректификации организу-
ется также с различными вычислительными устройствами — от
простейших аналоговых до сложных вычислительных машин. Про-
стейшие 'аналоговые устройства .предназначены в основном для
стабилизации работы отдельных элементов процесса, например,
для регулирования расхода орошения, энтальпии сырья и пр. Циф-
ровые вычислительные устройства применяют главным образом
для оптимального управления процессом.
На рис. VI-29 показана система оптимизации процесса разделе-
ния в изобутановой колонне с максимизацией прибыли от изобу-
тана за счет изменения в допустимом диапазоне расхода пара че-
рез кипятильник и отбора дистиллята при колебании расхода и
состава исходной смеси и других неконтролируемых переменных.
Система оптимизации реализована на базе аналогового вычисли-
тельного устройства, в которое поступает информация от регуля-
22—1502 337
Рис, VI-29. Схема оптимального управ-
ления изобутаиовой колонной:
/ — система поиска оптимального режима; 2 —
устройство вычисления прибыли;,
1 — сырье; 11 — хладоагент; 111 — дистиллят;
IV — теплоноситель; V — остаток.
торов расхода дистиллята и гре-
ющего пара и от хроматографа
в верху колонны {24].
Прямое управление составом
продуктов с использованием вы-
числительных устройств имеет
явные преимущества перед уп-
равлением по косвенным показа-
телям с помощью оператора и позволяет получать экономию энер-
гии от 5 до 15%- Система управления процессом с помощью ЭВМ
обладает большой гибкостью, надежностью и стабильностью в
широком диапазоне изменения состава питания. Благодаря все
большему распространению средств вычислительной техники час-
то применяют также системы автоматизации с поиском оптималь-
ных условий проведения процесса на математической модели.
2.4. Автоматическое управление процессом ректификации
i сложных колоннах
С усложнением ректификационных колонн и систем ректифика-
ции тяжелее становится также и управление качеством получае-
мых продуктов..
Так, при организации процесса разделения в одноколонных си-
стемах с боковыми отборами продуктов встречаются трудности
поддержания постоянной и достаточно высокой производительно-
сти колонны. На практике колонны всегда подвержены внешним
возмущениям, примером которых могут быть колебания состава
сырья. В этом случае оптимальные величины отборов боковых по-
Рис. VI-ЗО. Схемы несвязанного (а) и связанного (б) регулирования работой от-
парной секции сложной колонны:
I — боковой погон
338
Рис. VI-31. Усовершенствованные схемы регулирования отпарных секций сложной
колонны:
I — боковой погон; II — водяной пар.
гонов изменяются »в соответствии с изменением состава питания.
Кроме того, из-за наличия примесей в питании загрязняются и бо-
ковые погоны. Для того чтобы избежать перечисленных трудно-
стей, применяют специальные схемы управления процессом.
Серьезные затруднения встречаются и при управлении процес-
сом в системах колонн со связанными материальными и тепловы-
ми потоками, из-за необходимости перераспределения потоков па-
ров между разными аппаратами системы.
Рассмотрим сначала схемы регулирования отпариых и укрепляющих секций
сложных колонн. Обычно расход жидкости в отпарную секцию изменяется по
уровню, прн этом отбор бокового погона стабилизируется (рис. VI-30) или кор-
ректируется по температуре в колонне под тарелкой отбора [25]. Указанные схе-
мы регулирования работы отпарных колонн характеризуются жесткой динамиче-
ской связью между отдельными секциями колонны. В связи с этим предлагаются
различные усовершенствованные схемы регулирования. Например, подача жидко-
сти в отпарные секции по температуре паров в колонну выше точки отбора (рис.
VI-31, а), с выводом бокового погона в зависимости от изменения уровня [26] и
с регулированием расхода водяного пара в отпарную секцию с коррекцией по
составу бокового погона (рис. VI-31,6).
Для управления процессом ректификации в отдельной секции
сложной колонны предлагается [26] перевести каждую секцию на
Рис. VI-32. Схема регулирования низа ат-
мосферной и вакуумной колонн при глубо-
ком отборе светлых фракций:
I — сырье; II — водяной пар; III — боковой погон;
IV — остаток; V—газ.
22=
339
Рис. VI-33. Схема регулирования работы
отпарной секции с подогревателем:
/ — боковой погон.
независимые циркуляционные орошения с использованием «глу-
ццх» тарелок и регулирование сложной колонны осуществлять
как регулирование простых колонн: расходом циркуляционного
орошения управлять по температуре паров соответствующей сек-
ции, а остаток отбирать по уровню жидкости в отпарной секции.
Испытание такой системы управления колонной К. 2 установки
АВТ показало, что температуры паров в колонне колеблются в
пределах 1—2 °C, а качество керосина и дизельного топлива повы-
шается н становится более стабильным, выход их увеличивается
на 1,5% (масс.).
Улучшение качества продуктов вакуумной перегонки мазута
достигается применением схемы автоматического управления про-
цессам по ВЯ13КОСТ продукта [27]. Для непрерывного измерения
вязкости масляных дистиллятов разработан узкодиапазонный ка-
пиллярный вискозиметр, в котором в качестве меры вязкости при-
нят перепад давления, создаваемый дистиллятом в приборе при
вытекании его из двух капилляров. Схемой управления предусмат-
ривается регулирование расхода верхнего циркуляционного оро-
шения по температуре жидкости на верхней тарелке колонны с
коррекцией по вязкости основного продукта.
При отборе нижнего бокового по-
гона (затемненного продукта) в ат-
мосферной и вакуумных колоннах ус-
тановок АВТ регулирование нижней
отпарной секции осуществляется по
схеме, изображенной на рис. VI-32.
Расход жидкости в отпарную секцию
регулируется по уровню жидкости на
«глухой» тарелке в основной колонне,
а отбор бокового погона из отпарной
секции производится в зависимости от г
изменения уровня жидкости в низу от-
парной секции.
Рис. VI-34. Схема регулирования укрепляющей
секции сложной колонны:
I — сырье; II — дистиллят; III — боковой по-
гон; IV — остаток
340
Рис. VI-35. Схемы управления сложной разделительной системой со связанными
тепловыми потоками (а) и аналогичной системой с дополнительными конденсато-
рами н подогревателями (б):
7— теплоноситель; II — сырье; III — дистиллят второй колонны; /V—остаток второй ко-
лонны; V — дистиллят первой колонны; VI — остаток первой колонны.
При использовании подогревателей в отпарных секциях управ-
ление процессом проводится по обычной схеме, например, путем
регулирования расхода циркулирующего через подогреватель по-
тока с коррекцией по температуре паров в низу отпарной секции
(рис. VI-33).
Для управления процессом в укрепляющей секции сложной ко-
лонны эффективно использование каскадной схемы (рис. VI-34),
341
в соответствии с которой заданный расход орошения в секции ста-
билизируется с коррекцией по составу бокового погона, а расход
паров, поступающих в секцию, поддерживается регулированием
расхода неконденсируемых газов с коррекцией по профилю темпе-
ратур выше места ввода сырья в основную колонну.
Схемы управления сложными системами ректификации со свя-
занными материальными и тепловыми потоками проиллюстрируем
на примере двух ректификационных колонн для разделения смеси
пропилен — пропан и метанол — вода (рис. VI-35) [28]. Особенно-
сти технологических схем этих процессов состоят в том, что пита-
ние б обе колонны разделяется примерно поровну и кубовый про-
дукт второй колонны подогревается в дефлегматоре первой колон-
ны, которая работает при большем давлении, чем вторая. Вторая
схема отличается от первой установкой дополнительных конденса-
тора и кипятильника. Составы верхних цродуктов колонн высокого
и низкого давлений Используются в качестве корректирующего
сигнала для регулирования расходов орошения и дистиллята; со-
став нижнего продукта колонны высокого (а) или низкого (б)
давлений используется для коррекции расхода тепла в колонну.
ЛИТЕРАТУРА
1. Хаджиев С. Н. и др. — Нефтяник, 1973, № 12, с. 20—21.
2. Пат. 3819511, 1974 (США).
3. Багиров И. Т. Современные установки первичной переработки нефти. М., Хи-
мия, 1974. 240 с.
4. Bannon R. Р„ Marple S. — Chem. Eng. Progr., 1958, v. 74, № 7, p. 41—45.
5. Пат. 4087354, 1978 (США).
Б. Пат. 3402124, 1968 (США).
7. Мановян А. К. и др. — Труды ГрозНИИ, 1978, вып. 22, с. 66—77.
8. Пат. 3213631, 1965 (США).
9. Эйгенсон А. С. и др. — Труды БашНИИ НП, 1975, вып. 15, с. 33—46.
10. Мановян А. К. Докт. дис. МИНХиГП им. И. М. Губкина, 1976.
И. Кафаров В. В. и др.— Докл. АН СССР, 1974, т. 218, № 5, с. 1163—1164.
12. Кафаров В. В. и др.—Автоматизация химических производств, 1965, № 6,
с. 67—72.
13. Nishida N., Lin I. A., Lapidus L. — AIChE J., 1977, v. 3, № 1, p. 77—92.
14. Ponton J. W., Donaldson R. A. — Chem. Eng. Sci., 1974, v. 29, p. 2375'—
2377.
15. Матвеев А. А., Сыромятников А. В. Автоматизация процессов ректификации в
производствах мономеров для синтетического каучука и пластмасс. М.,
ЦНИИТЭнефтехим, 1974. 66 с.
16. Марушкин Б. К., Хрусталев В. Д. — В кн.: Технология нефти и газа. Вопросы
фракционирования. Сборник УфНИ. Уфа, 1975, вып. 4, с. 74—79.
17. Luyben W. L. — AIChE J., 1972, v. 18, № 1, p. 238—240.
18. Gallier P. W., McCune L. C.'—Chem. Eng. Progr., 1974, v. 70, № 9, p. 71—
76.
19. Bold D. M. — Chem. Eng. Progr., 1975, v. 71, № 6, p. 55'—60.
20. Мазина С. Г., Алексеев to. А. Химия и технология топлив и масел. 1976, №10,
с. 35—39.
21. Lieberman N. Р. — Hydrocarbon Processing, 1978, v. 57, № 2, р. 93—98.
342
22. Мелещенко А. А. — В кн.: Автоматизация и контрольно-измерительные при-
боры в нефтеперерабатывающей и нефтехимической промышленности. М..,
ЦНИИТЭнефтехим, 1977, № 4, с. 6—8.
23. Luyben W. L. — Ind. Eng, Chem. Fundam., 1975, v. 14, № 4, p. 321—325.
24. Weiss E. A., Archer D. H., Burt D. A. — Petr. Ref., 1961, v. 40, № 10, p. 169.
25. Пат. 3301778, 1967 (США).
26. Алексеев Ю. А. и др. — Нефтепереработка и нефтехимия. М., ЦНИИТЭнефте-
хим, 1974, № И, с. 1—3.
27. Хаджиева К- У. — В кн.: Труды Ташкентск. политехи, ин-та, 1978, № 250г
с. 86—91.
28. Tyrens В. D., Luyben W. L. — Chem. Eng. Progr., 1976, v. 72, № 9, p. 59—
66.
ЗАКЛЮЧЕНИЕ
Основными источниками энергии на (нефтеперерабатывающих
заводах являются тепло, водяной пар и электроэнергия. Для по-
лучения всех видов энергии расходуется до 6% перерабатывае-
мой нефти, причем половина этого количества сжигается на ТЭЦ,
а другая — в трубчатых печах технологических установок. В связи
с этим одной из важнейших проблем нефтегазопереработки явля-
ется повышение технико-экономической эффективности всех техно-
логических процессов.
Важнейшим направлением повышения технико-экономической
эффективности процессов перегонки и ректификации нефтяных
смесей, как это следует из всего материала книги, является приме-
нение оптимальных технологических схем разделения, в том числе
новых схем со связанными материальными и тепловыми потоками
и с тепловыми насосами; использование сложных ректификацион-
ных и абсорбционных аппаратов с высокоэффективными конструк-
циями контактных устройств.
Не менее важным направлением является также концентрация
производства — комбинирование различных технологических про-
цессов в одной установке и увеличение единичной мощности уста-
новок. На современных НПЗ в одной установке комбинируют сле-
дующие процессы: обессоливание и обезвоживание с первичной пе-
регонкой нефти и мазута, стабилизацию и вторичную перегонку
бензинов (установка ЭЛОУ — АВТ); гидроочистку и каталитиче-
ский риформинг бензинов (установка Л-35/11); подготовку и пер-
вичную перегонку нефти, каталитический риформинг бензинов,
гидроочистку реактивных и дизельных топлив, газофракциониро-
вамие (установка ЛК-6У) и т. д.
.При комбинировании разных технологических процессов учиты-
вают в первую очередь последовательность технологии и одинако-
вую продолжительность межремонтных пробегов, для того чтобы
не нарушать ритмичность их работы. К мощным и комбинирован-
ным установкам, естественно, возрастают требования в отношении
надежности их работы, надежности работы всех видов оборудова-
ния, в том числе и ректификационных колонн.
Технико-экономическая эффективность концентрации производ-
ства характерна для установок АТ-6 и АВТ-6, на которых удель-
ные энергетические затраты по сравнению со старыми действую-
щими установками уменьшились на 20—22%, себестоимость про-
дукции снизились на 10% и производительность труда возросла
на 40%. В эксплуатации установки АТ-6 показали достаточно вы-
сокую гибкость, что позволило переходить без особых затруднений
с одного технологического режима на другой с выработкой нефте-
продуктов новой номенклатуры в связи с сезонным спросом на не-
которые нефтепродукты.
344
Технико-экономические показатели установки ЭЛОУ—АВТ-6
на млн. т перерабатываемой нефти таковы:
Установка
ЭЛОУ—АВТ-3
Установка
ЭЛОУ-АВТ-6
Водяной пар*, кг . .
Вода оборотная, м3 .
Электроэнергия, МДж
Жидкое топливо, т .
73/32,6 49,2/1,1
8,4 4,8
37,4 37,4
30,3 33,4
• В числителе указан общий расход пара, в знаменателе — подаваемый
со стороны; остальная потребность в паре удовлетворяется за счет выработки
его в котлах-утнлизаторах.
Как показывает опыт эксплуатации и (реконструкции установок
АТ-6 и ЭЛОУ—АВТ-6, дальнейшее увеличение их производитель-
ности заметно улучшает технико-экономические показатели про-
цесса. Так, при повышении производительности до 9 млн. т нефти
в год эксплуатационные расходы снижаются на 6,5%, капиталь-
ные затраты уменьшаются на 25%, производительность труда уве-
личивается на 30%, срок окупаемости капитальных вложений со-
ставляет 2,3 года.
По данным (1], при комбинировании первичной перегонки неф-
ти с вторичной перегонкой бензинов уменьшаются эксплуатацион-
ные затраты на. 25% и эксплуатационные расходы на 30%, сокра-
щается площадь застройки установки на 30% и расход металла
на 20%, обслуживающий персонал сокращается на 16 единиц и
производительность труда увеличивается в 2 раза.
Оптимальными в настоящее время считаются такие мощности
технологических установок (в млн. т в .год): АТ и АВТ — 6-5-8; ка-
талитического риформинга — 1-5-2; каталитического крекинга —
2-5-3; ГФУ—1; гидроочистки дизельного топлива — 2 и т. д.
Технико-экономическая эффективность укрупнения производ-
ства видна наглядно на примере установок АВТ по данным, при- веденным ниже [2]:
Производительность, Расход Капитальные Эксплуатационные
млн. т в год металла затраты затраты
1 100 100 100
2 86 74,5 80
3 67 70 75
4 51 60 52,5
Технико-экономические показатели установок АВТ разной про-
изводительности характеризуются следующими цифрами:
Производительность, млн. т
В ГОД
1.0 2,0 3,0
Топливо жидкое, кг Электроэнергия, кВт-ч (1 кВт-ч= 38,5 30,7- 27,7
=3,6-10® Дж) 2;62 2,62 3,97
Вода, м3 21,7 15,5 4,47
Водяной пар (со стороны), МДж .... 0,46 0,38 —
Металл на аппаратуру, кг 1,86 1,64 0,58
Эксплуатационные расходы, руб./год . . . 1 ,0 0,79 0,44
Капитальные затраты, руб Производительность на одного работающе- 1,76 1,3 1,05
ГО, ТЫС. Т 33,3 66,7 66,7
Схема энерго-технологического комплекса
установки первичной перегонки нефти:
1 — паровой котел; 2 — турбина; 3 — установка
ЭЛОУ—АВТ;
f. II и III — водяной пар соответственно высоко-
го, среднего и низкого давления (--------водя-
зой пар;-----------конденсат).
Дальнейшее улучшение технико-экономических показателей
процессов разделения может быть достигнуто также за счет: сни-
жения температуры отходящих дымовых газов до 150 °C в резуль-
тате установки пароперегревателей или воздухоподогревателей с
доведением к.п.д. печей до 0,9; использования низкопотенциально-
го тепла с температурой 100 °C для бытовых нужд; устранения
промежуточного охлаждения и нагрева продуктов; рекуперации
энергии потоков газа и жидкости высоких давлений; применения
энерготехнологических комплексов, комбинирующих производство
энергии и тепла непосредственно на нефтеперерабатывающем за-
воде.
Остановимся более подробно на последнем решении. На рисун-
ке приведена энерго-технологическая схема установки первичной
перегонки нефти [3]. Схемой предусматривается генерация пере-
гретого водяного пара давлением 16 МПа; каскадное расширение
перегретого пара в турбине с противодавлением 4,6 и 0,4 МПа,
что соответствует температурам конденсации 250, 200 и 150 °C; ис-
пользование водяного пара для предварительного подогрева неф-
ти и на различных стадиях фракционирования. Окончательный
нагрев нефти до 350—370 °C производится высокопотенциальным
паром. Конденсат возвращается в цикл для повторного исполь-
зования. Экономия энергии от применения энерготехнологических
схем составит около 30%, что даст снижение расхода топлива с
5 до 3,5% на нефть; Экономия достигается за счет высокого к.п.д.
котлов по сравнению с печами, использования энергии при прак-
тически полной утилизации тепла и возможности лучшей опти-
мизации расхода энергии.
Таким образом, дальнейшее развитие процессов перегонки и
ректификации нефтяных смесей будет идти в направлениях: кон-
центрации производства, разработки новой и совершенствования
существующей технологии переработки нефти и газа, улучшения
конструкции аппаратуры, применения высокоэффективных схем
регулирования и использования энерготехнологических комплексов.
ЛИТЕРАТУРА
1. Казьмин Г. И. Нефтеперерабатывающие заводы США. М., Гостоптехиздат,
1962. 507 с.
2. Киселев Б. Д. Проектирование нефтеперерабатывающих заводов. М., Изд-во
МИНХиГП им. И М Губкина, 1977. 110 с.
3. Hydrocarbon Processing, 1975, v. 54, № 11, р. 261—264
ПРЕДМЕТНЫЙ УКАЗАТЕЛЬ
Абсорбционно-газофракцноннрующне
установки (АГФУ) 285 сл
Абсорбционно-ректификационный ме-
тод разделения газбв 294 сл.,
297 сл.
Азеотропные смеси 16 см., 19
Алгоритмический метод синтеза
101 сл., 131 сл., 133 сл.
Алкилирование 236 сл.
Анализ системный 99 сл.
технологических схем 125 сл.
перегонки и ректификации нефти
147 сл.
----нефтяных фракций 207 сл.
ректификации многоколонной
144 сл.
— углеводородных газов 266 сл.
Ароматические углеводороды 246 сл.
Атмосферная перегонка нефти 153 сл.
Атмосферный газойль 150
Ашворта уравнение 40, 43
Бензиновые фракции 150, 207 сл.,
269 сл.
вторичная перегонка 208 сл.
углеводородный состав 216 сл.
Билла номограмма 41
Битум 196
Блок-схема
однократного испарения мазута 75
расчета перегонки и ректифика-
ции 92
— ректификации
Вакуума глубина 199 сл
Вакуумная колонна 176, 181 сл.,
196 сл.
Вакуумная перегонка мазута 15,
174 сл
Вакуумсоздающпе системы 196 сл.,
203 сл.
Ван Винкла метод 70 сл.
Войнова уравнение 39
Выделение ароматических углеводо-
родов 246 сл.
Высота некоптящего пламени 48 сл.
Вязкость 38, 48, 50 сл.
Газоконденсат 278 сл.
Газоразделение. 15, 288 сл.
Газофракционирующие установки
(ГФУ, ЦГФУ) 266, 268,
281 сл., 288 сл.
Газы стабилизации 268 сл., 282 сл.
Гидрогенизаты гидроочистки 230 сл.
Гидроочистка 230 сл.
Глубина
вакуума 199 сл.
отбора светлых 167 сл., 177 сл.
Глубоковакуумная перегонка мазута
191 сл.
График
Ван Винкла 70
Кокса 40.
Эдмистера — Окамото 68 сл.
Гудрон 151, 184, 188 сл., 194 сл.
Давление
насыщенных паров 34 сл., 40 сл.,
52
оптимальное 125 сл.
регулирование 329 сл.
Декомпозиционный метод 100 сл
Деметанизация пирогаза 299 сл.
Дефлегмация 13
Дизельного топлива фракция 150,
219 сл.
Динамического программирования ме-
тод 133 сл., 137 сл.
Дискретно-непрерывные смеси 17 сл.,
33 сл.
Дискретные смеси 17 сл., 87 сл.
Дифференциальный метод 88, 32 сл.
Дихотомии принцип 131
Дросселирование 55
Изомеризация 242 сл.
Индекс стабильности 52, 79
Интегральный метод представления
33 сл., 87 сл.
Испарение
двукратное 157 сл., 187 сл.,
193 сл.
однократное (ОИ) 13, 19, 43,
54 сл, 57 сл., 153 сл., 185 сл.
постепенное 13, 19, 54, 56
трехкратное 160 сл.
Истинная температура кипения (ИТК)
19 сл., 23, 57 сл.
кривые 19 сл., 23, 25 сл., 27,
31 сл., 34 сл., 57 сл., 66 сл.,
69 сл., 81 сл., 85
пересчет кривых 20
Катализаты риформинга 230 сл.,
247 сл.
Керосиновая фракция 150
Керосино-газойлевая фракция 150
Классификация нефтяных смебей
16 сл.
347
Клатрация 246
Колонна
вакуумная 176 сл., 181 сл.,
196 сл.
ГФУ 293
каскад последовательно работаю-
щих 123 сл.
Конденсационно-вакуумные системы
196 сл., 203 сл.
Конденсационно-ректификационный
метод 296 сл.
Крекинг
каталитический 221 сл.
термический 225 сл.
Кривые
истинных температур кипения
(ИТК) 19 сл., 23, 25 сл., 27,
31 сл., 34 сл., 57 сл., 66 сл.,
69 сл., 81 сл., 85
испарения однократного (ОИ)
19 сл., 35 сл., 57 сл., 66 сл.,
69 сл.
— постепенного 19
конденсации постепенной 19
разгонки (фракционного состава)
19, 35 сл.
разгонки стандартной (фракцион-
ной) 19, 24 сл., 31, 57 сл.,
70 сл., 85
соотношение 25 сл.
функции распределения 87
Кокса график 40
Коксование замедленное 227 сл.
Конденсация 13
Константа фазового равновесия 42 сл.
Коэффициент
относительной летучести 34, 60,
86
фугитивности 45
Ксилол 246 сл.
Летучесть 42 сл., 55 сл., 107 сл., 142
Максвелла номограмма 41, 43
Мазут 150, 153 сл., 160 сл., 174 сл.,
177 сл., 184 сл., 191 сл., 200 сл.
Масляный вариант перегонки 147,
184 сл.
Масляные фракции 151, 177 сл.,
184 сл.
Метод
Ван Винкла 70 сл.
динамического программирования
133 сл., 137 сл.
Обрядчикова и Смидович 66 сл.
представления фракционного со-
става 32 сл.
температурной границы деления
смеси 126 сл.
Метод :
Эдмистера 25 сл.
Эдмистера и Полок 71 сл.
Эдмистера и Окамото 69 сл.
Многоколонная ректификация
115 сл., 130 сл., 144 сл.
Молекулярная масса 39 сл.
Нефтяные смеси
вязкость 51 сл.
дискретно-непрерывные 16 сл. 33
дискретные 16 сл.
классификация 16 сл.
непрерывные 16 сл., 33, 87 сл.
основы перегонки 16 сл.
— ректификации 16 сл.
ректификация 76 сл.
температура кипения 16 сл., 19,
23, 57, 72, 82 сл.
физико-химические свойства 38 сл.
фракционный состав 18 сл., 32 сл.
характеристики состава и свой-
ства 35 сл.
четкость ректификации 81 сл.
энтальпия 46 сл.
Номограмма
Билла 41
Винна 43 сл.
Максвелла 41,43
Хеддена 43 сл.
UOP 22, 40 сл.
Облагораживание нефтяныл фракций
230 сл.
Оборудование конденсационно-ва-
куумных систем 202 сл.
Обрядчикова и Смидович метод
66 сл.
Одноколонные ректификационные си-
стемы 105 сл.
Однократное испарение (ОИ) см.
Испарение однократное
Октановое число 48 сл.
Орошение атмосферной колонны
165 сл., 383 сл.
Отбензинивание нефти частичное
162 сл.
Перегонка
атмосферная 153 сл.
вторичная 17
— бензиновых фракций 13, 15,
208 сл.
— фракций дизельного топлива
219 сл.
— топливных фракций 207 сл.
мазута вакуумная 174 сл.
— глубоковакуумиая 191 сл.
— однократная 74 сл.
по масляному варианту 147,
184 сл.
.348
Перегонка
многократная 13
нефти первичная 151 сл.
— атмосферная 153 сл.
нефтяных фракций 207 сл.
однократная 54 сл., 63 сл., 66 сл.
основы процесса 16 сл.
первичная 13, 15, 17 сл., 33,
147 сл., 151 сл.
постепенная 54, 61 сл.
простая 13, 54 сл., 56 сл., 59 сл.
синтез процессов 99 сл., 147 сл.
— систем теплообмена 318 сл.
сложная 13
по топливному варианту 147,
174 сл.
Пересчет кривых ИТК и стандартной
разгонки 25 сл.
Пирогаз 295 сл.
Пиролиз 268 сл.
Платформинг 232, 235 сл.
Плотность 37 сл.
Погоноразделение см. Ректификация
Показатели качества 48 сл.
Предельные газы 266 сл., 281 сл.
Продукты
алкилирования 240 сл.
деметанизации 301
изомеризации 243, 245
крекинга 221 сл., 225 сл.
коксования 227 сл.
перегонки нефти 148 сл.
пиролиза 229 сл., 268 сл., 295 сл.,
298 сл.
ректификации смеси ароматиче-
ских углеводородов 252 сл.,
255 сл., 259, 261
риформинга 234 сл.
стабилизации 269 сл., 272 сл.
Разделение см. Ректификация
Расчет
перегонки однократной 63 сл.,
66 сл.
— постепенной 59 сл.
ректификации 87 сл., 126 сл.
Регулирование
давления 329 сл.
процессов перегонки и ректифика-
ции 327 сл.
расхода сырья 330 сл.
температуры 332 сл.
Редлиха — Квонга уравнение 46
Ректификация (Разделение, Погоно-
разделение, Фракционирова-
ние)
азеотропная 246 сл.
анализ системный 99 сл., 147 сл.
бензиновых фракций 208 сл.
Ректификация
в вакууме и с водяным паром
78 сл.
газов пиролиза 294 сл., 297 сл.
— предельных 281 сл.
— предельных и непредельных
285 сл.
— риформинга 310 сл.
— углеводородных 266 сл.
гидрогенпзатов гидроочистки
230 сл.
катализатов риформинга 230 сл.
непрерывная 13
нефтяных смесей 76 сл.
нефтяных фракций 147 сл., 207 сл.,
221 сл., 246 сл.
многоколонная 115 сл., 130 сл.,
144 сл.
одноколонная 106 сл., 125 сл.
— с промежуточным подводом и
отводом тепла 108 сл.
оптимальные параметры 125 сл.
основы процесса 16 сл.
периодическая 13
расчет 87 сл., 93
рафинатов платформинга 235 сл.
со связанными тепловыми пото-
ками 137 сл.
синтез оптимальной схемы 139 сл.
— процессов 99 сл., 147 сл.
— систем теплообмена 318 сл.
смеси ароматических углеводоро-
дов 241 сл., 261 сл.
— бензол — толуол — ксилолы
249 сл.
— продуктов алкилирования
236 сл.
---изомеризации 242 сл.
--- пиролиза 229 сл.
— пропилен — пропан 301 сл.
— этилбензол — ксилолы 254 сл.,
256 сл.
— этилен — этан 301 сл.
с тепловым насосом 110 сл.
---и промежуточным подогре-
вом 112 сл.
---в разрезных колоннах
114 сл.
с тепловыми потоками связанны-
ми 124 сл.
технологические схемы 105 сл.
четкая 42, 123 сл., 128
экстрактивная 246 сл.
Релея уравнение 59
Риформинг 231 сл., 246 сл., 310 сл.
Синтез 99 сл.
алгоритмический 101 сл., 133 сл.
декомпозиционный 100 сл.
349
Синтез
перегонки и ректификации 147 сл.,
207 сл.
ректификации многоколонной
130 сл.
— углеводородных газов 266 сл.
систем теплообмена 318 сл.,
324 сл.
схем газоразделения 288 сл.
— технологических 125 сл,
139 сл., 313 сл.
эволюционный 101 сл., 135 сл.
эвристический 101
Системный анализ см. Анализ си-
стемный
Стабилизация 268 сл.
бензинов 269 сл.
газов 268 сл.
газоконденсатов 276 сл.
гидрогенизатов 273 сл.
катализатов 273 сл.
Схема
АГФУ 286
алкилирования 237 сл., 240 сл,
анализа ректификации одноколон-
ной 128
аппарата АРН-2 19
— для глубоковакуумной пере-
гонки остатков 21
— однократного испарения 58
вакуумной колонны 176, 181
вторичной перегонки бензиновых
фракций 208 сл., 210, 212,
214 сл.
---- фракции дизельного топли-
ва 220
газового блока риформинга 273,
275
гидроочистки 231 сл.
ГФУ 289 сл.
изомеризации 243 сл.
испарения двукратного 157
— однократного в сложной ко-
лонне 154
крекинга каталитического 222 сл.,
224
— термического 225 сл.
коксования 228
колонны встроенной 119
орошения атмосферной колонны
165 сл.
перегонки мазута глубоковакуум-
ной 193, 195 сл.
----по масляному варианту 186
----в сложной колонне 190
— нефти с вторичной перегонкой
мазута 172 сл.
----с перегревом сырья и оспа-
риванием флегмы 170
Схема
перегонки мазута с пониженным
давлением в отпарных секциях
171
----с рециклом и перегревом
флегмы 169
----с соединением отпарных
секций паровыми потоками 172
----трехкратным испарением 160
-----и мазута по топливному ва-
рианту 175 сл.
— однократной 55
— первичной и гидроочистки 158
— постепенной 54
— и ректификации 147 сл.
— с фракционирующим испарите-
лем 159
переработки газа попутного 285
— нефтей различного основания 161
пилотной установки для перегонки
остатка >350 °C 22
с предварительным однократным
и двукратным испарением 156
разделительных систем 121
регулирования давления 329 сл.
— процесса 327 сл., 334 сл.
— расхода сырья 332
— температуры 334
ректификации азеотропной 247
— бинарной и тройной смесей 107
— газов предельных 281, 283
— газоконденсата 278
— в колоннах с двумя давления-
ми 110
— из колонн простых, сложных и
многосекционных 120
— в конденсационно-испаритель-
ных аппаратах 114
— многоколонной 115 сл., 118
— нефтяных смесей 77
— пирогаза 295 сл., 298 сл.
— продуктов каталитического
крекинга 287
— с промежуточным отводом теп-
ла 108
----- подводом тепла 109
— со связанными тепловыми по-
токами 124
— смеси бензол — толуол — кси-
лолы 251, 253
-----ксилолов 255 сл.
----пропилеи-пропан 303, 307,
309
----этилбензол — ксилолы 255,
261
-----этилен — этан 302
— с тепловым насосом 11,
303 сл., 309
-------и промежуточным подо-
гревом 112
350
Схема
с тепловым насосом и хладоаген-
тами 113
— для четкого разделения близ-
кокипящпх смесей 123
риформинга 233 сл.
стабилизации газоконденсата 280
— гидрогенизата 276 сл.
— катализата 276
теплообмена 314 сл., 317, 321
узла ввода сырья 106
установки АВТ-6 210, 212 сл.
— АТ-6 210
— концентрирования водородсо-
держащего газа 310
фракционирования смеси продук-
тов пиролиза 229
Температура
вспышки 48 сл., 52
застывания 48, 50 сл.
кипения 17, 23
— истинная (ИТК) 19, 23, 57 сл.
— налегание 82 сл.
— среднемольная 73 сл.
— среднеобъемная 72
однократного испарения 71
перегонки первичной 313 сл.
питания оптимальная 126
регулирование 332 сл.
Термическая стабильность 51 сл.
Термодпффузия 246
Технологические схемы ректификации
105 сл.
многоколонной 115 сл.
одноколонной 105 сл., 125 сл.
Топливные фракции 269 сл.
Топливный вариант перегонки 147,
174 сл.
Уравнение
Ашворта 40, 43
Войнова 39
Редлиха — Квонга 46
Релея 59
Углеводородные газы 150, 201,
266 сл.
Углеводородный состав бензиновых
фракций 216 сл.
Установка
АВТ-6 210 сл., 212 сл., 6315 сл.
АТ-6 210 сл., 313 сл.
Фактор нагрузки 179, 181
Физико-химические свойства нефтя-
ных смесей 16 сл., 19, 38 сл.
Флегмовое число 126, 168
Фракции
ароматических углеводородов
246 сл., 249 сл.
дизельного топлива 219 сл.
масляные 151, 177 сл., 184 сл.,
188, 192
пропилен-пропановые 301 сл.
топливные 150, 153 сл., 167 сл.,
207 сл., 269 сл.
углеводородных газов 266 сл.
этилен-этановые 301 сл.
Фракционный состав 18 сл, 24 сл.,
32 сл., 54
Фракционирование см. Ректификация
Фугитивность 45 сл.
Функция распределения 34 сл.
Хеддена номограмма 43 сл.
Хеморектифпкационные процессы 15
Цетановое число 50 сл.
Четкость ректификации 81 сл.
Эволюционный метод 101, 129, 131,
135 сл., 322 сл.
Эвристики 131 сл.
Эвристический метод 101, 322 сл.
Эдмистера метод 25 сл.
Эдмистера и Окамото метод 69 сл.
Эдмистера и Полок метод 71 сл.
Эксплуатационные свойства 16 сл.,
18 сл., 25, 48 сл.
Энтальпия 46 сл., 323, 325 сл.
Эффективность тарелок 86 сл.
UOP номограмма 22, 40 сл.