-— Альбом —
технологических
схем
процессов
переработки
нефти и газа
Ч__ ; ,
Под редакцией
Б. И. БОНДАРЕНКО
Допущено Министерством высшего и среднего
специального образования СССР в качестве
учебного пособия для студентов втузов,
обучающихся по специальности «Химическая
технология переработки нефти и газа»
МОСКВА, «ХИМИЯ», 19S3
\

6П7.43
A56
УДК 6С5.63 (075.8)
Альбом технологических схем процессов
переработки нефти и газа. — Под ред. Б. И. Бондаренко.
— М.: Химия, 1983. — 128 с, ил.
Приведены технологические схемы основных процессов
переработки нефти и газа; описаны режимы работы отдельных
аппаратов и их конструктивные особенности; приведены
характеристики различных видов сырья и данные о качестве
получаемых продуктов.
Учебное пособие предназначено для студентов втузов,
обучающихся по специальности «Химическая переработка нефти
и газа», при выполнении курсовых и дипломных проектов.
Полезно студентам старших курсов смежных специальностей,
а также инженерно-техническим работникам
нефтеперерабатывающей и нефтехимической промышленности.
128 с, 48 табл., 75 рис., 203£литератург1ыеТссылки.2
Рецензенты: ректор Башкирского государственного
университета им. 40-летия Октября доктор техн. наук,
профессор Р. Н. ГИМАЕВ (г. Уфа), председатель Госкомнефтепро-
дукта РСФСР В. С. ТАРАКАНОВ.
bti*VT:;
2803020000-128
А 050(01)-S3 5 8^
Издательство «Химия», 1Й83 г.

СОДЕРЖАНИЕ
Предисловие
Условные обозначения на схемах технологических
установок
ГЛАВА I.
ПОДГОТОВКА НЕФТЕЙ К ПЕРЕРАБОТКЕ
(Б. Д. Киселев)
Установка стабилизации нефтей на промысле
Установка обессоливания и обезвоживания нефтей
на НПЗ
ГЛАВА II.
ПЕРВИЧНАЯ ПЕРЕГОНКА НЕФТИ И ВТОРИЧНАЯ
ПЕРЕГОНКА БЕНЗИНОВЫХ ДИСТИЛЛЯТОВ
Установка атмосферной перегонки нефти (Р. Б. Гун,
А. И. Львова, Б. И. Бондаренко)
Установка атмосферно-вакуумной перегонки нефти
(С. Г. Рогачев)
Установка вторичной перегонки бензинового дистиллята
(А. И. Львова)
Лтмосферно-вакуумная установка с секцией вторичной
перегонки бензина (Р. Б. Гун)
Установка двухступенчатой вакуумной перегонки
мазута (Б. И. Бондаренко)
Установка вакуумной перегонки для разделения
масляных фракций гачей и петролатумов
(Б. И. Бондаренко)
ГЛАВА III.
ТЕРМОДЕСТРУКТИВНЫЕ ПРОЦЕССЫ
Установки висбрекинга тяжелого сырья
(Б. И. Бондаренко)
Установки деструктивной перегонки мазутов и гудронов
(Б. И. Бондаренко)
Установка термического крекинга для производства
термогазойля (Т. Г. Гюльмисарян)
Установка замедленного коксования в необогреваемых
камерах (Т. П. Клокова)
Установка непрерывного коксования в псевдоожиженном
слое кокса (термоконтактный крекинг) (Т. П. Клокова)
Установка пиролиза нефтяного сырья (Б. Д. Киселев)
ГЛАВА IV.
ТЕРМОКАТАЛИТИЧЕСКИЕ ПРОЦЕССЫ
Каталитический крекинг (О. Ф. Глаголева)
Установка каталитического крекинга с прямоточным
реактором
Установка каталитического крекинга 1-А/1-М
Каталитический риформинг и изомеризация
Установка риформинга со стационарным слоем
катализатора (О. Ф. Глаголева)
5 Установка риформинга с движущимся слоем
платинового катализатора (О. Ф. Глаголева)
Установка каталитической изомеризации пентанов
и гексанов (5. П. Туманян)
7 ГЛАВА V.
ГИДРОГЕНИЗАЦИОННЫЕ ПРОЦЕССЫ
7 Гидроочистка и гидрообессеривание (Б. П. Туманян)
Установка гидроочистки дистиллята дизельного топлива
g (Б. П. Туманян)
Установка гидрокрекинга в стационарном слое
катализатора (5. П. Туманян)
Установка гидрокрекинга с псевдоожиженным слоем
10 катализатора (Ал. А. Гуреев)
Установка гидродоочистки нефтяных масел
12 (Б. И. Бондаренко)
Установка гидроочистки керосина с применением
14 высокотемпературной сепарации (Б. И. Бондаренко)
Гидроочистка тяжелых и вакуумных газойлей
18 (Б. И. Бондаренко)
19
21
22
23
23
26
27
29
31
33
ГЛАВА VI.
РАЗДЕЛЕНИЕ И ПЕРЕРАБОТКА ГАЗОВ
Установка очистки углеводородных газов от сероводорода
раствором этаноламина (Б. Д. Киселев)
Абсорбционно-газофракционирующая установка
(АГФУ) (Ал. А. Гуреев)
Установка сернокислотного алкилирования изобутана
бутиленами (Г. В. Урбан)
Установка для производства водорода методом паровой
каталитической конверсии легких углеводородов
(Ал. А. Гуреев)
37
37
38
39
40
41
ГЛАВА VII.
ДЕАСФАЛЬТИЗАЦИЯ НЕФТЯНЫХ ОСТАТКОВ
(Б. И. Бондаренко)
Установка одноступенчатой деасфальтизации гудронов
жидким пропаном
Установка двухступенчатой деасфальтизации гудронов
жидким пропаном
Установка деасфальтизации бензином (процесс добен)
ГЛАВА VIII.
ОЧИСТКА МАСЛЯНОГО СЫРЬЯ ИЗБИРАТЕЛЬНЫМИ
РАСТВОРИТЕЛЯМИ
Установка очистки нефтяных масляных фракций фенолом
(О. Г. Сусанина)
Установка очистки нефтяных масляных фракций
фурфуролом (Л. М. Маркова)
Установка очистки нефтяных остатков парными
растворителями без предварительной деасфальтизации
сырья (О. Г. Сусанина)
42
44
45
45
46
47
49
50
52
53
57
57
58
60
62
64
64
67
69
70
71
73
77
3

ГЛАВА IX.
ДЕПАРАФИНИЗАЦИЯ И ОБЕЗМАСЛИВАНИЕ
НЕФТЯНОГО СЫРЬЯ 80
Низкотемпературные процессы (Л. П. Казакова,
Т. И. Сочевко) 80
Установка депарафинизации с двухступенчатым
фильтрованием 80
Установка депарафинизации и обезмасливания 81
Установка глубокой депарафинизации масляных
рафинатов 84
Установка депарафинизации с применением
кристаллизатора смешения 85
Отделение регенерации растворителей из растворов
депарафинированного масла, гача или петролатума 87
Депарафинизация с использованием карбамида
(В. А. Матишев) 88
Установка карбамидной депарафинизации ИНХП АН
АзССР и ВНИПИнефти 89
Установка карбамидной депарафинизации ГрозНИИ
и Грозгипронефтехима 90
ГЛАВА X.
АДСОРБЦИОННЫЕ ПРОЦЕССЫ ОЧИСТКИ, ДООЧИ-
СТКИ И РАЗДЕЛЕНИЯ 93
Установка непрерывной адсорбционной очистки
масляного сырья (Л. М. Маркова) 93
Установка контактной доочистки масел отбеливающими
землями (Т. И. Сочевко) 94
Установка «Парекс» (Б. И. Бондаренко) 96
Установка полунепрерывного производства смазок на
сухих мылах 103
Установка непрерывного производства мыльных смазок 104
Установка производства смазок на неорганических
загустителях 104
ГЛАВА ХП.
ПРОИЗВОДСТВО БИТУМА, ТЕХНИЧЕСКОГО
УГЛЕРОДА И ДРУГИХ ПРОДУКТОВ 105
Битумная установка непрерывного действия колонного
типа (Р. Б. Гун) 105
Битумная установка с реактором змеевикового типа
(Р. Б. Гун) 107
Технологическая схема производства технического
углерода термическим разложением и гранулирования
«мокрым» способом (Т. Г. Гюльмисарян) 108
Установка производства серы из технического
сероводорода (Г. И. Глазов) 111
Установка производства серной кислоты из сероводорода
(Г. И. Глазов) 113
ГЛАВА XIII.
ОЧИСТКА НЕФТЕПРОДУКТОВ РАСТВОРАМИ]
ЩЕЛОЧИ (Б. Д. Киселев) 114
Очистка углеводородных газов 114
Очистка жидких углеводородов 116
Очистка раствором щелочи с применением катализатора 117
ГЛАВА XIV.
КОМБИНИРОВАННЫЕ УСТАНОВКИ ПРОИЗВОДСТВА
НЕФТЕПРОДУКТОВ (Г. И. Глазов) 118
ГЛАВА XI.
ПРОИЗВОДСТВО ПЛАСТИЧНЫХ СМАЗОК (Ю. Л. Ищук,
И. Г. Фукс, Г. Б. Фройштетер) 97
Общая характеристика технологических стадий
и процессов производства смазок 97
Установка периодического производства мыльных
и углеводородных смазок 100
Установка периодического производства мыльных
смазок с применением контактора 101
Установка полунепрерывного производства мыльных
смазок 102
Литература 121
Основная 121
Дополнительная 121
Приложение. Материальные балансы процессов. Качество
сырья и продуктов (Б. И. Бондаренко) 124
Гидрогенизационные процессы получения моторных
топлив 124
Процессы гидрообессеривания деасфальтизатов
и мазутов 125
Гидрогенизационные процессы переработки нефтяных
остатков 126
Гидрогенизационные процессы при получении
нефтяных масел 127

ПРЕДИСЛОВИЕ
Современные требования, предъявляемые к
ассортименту и уровню качества нефтепродуктов, оказали
решающее влияние на технический прогресс в области
производства нефтепродуктов, на создание более
совершенных технологических установок и
производственных комплексов. Дальнейшее углубление пере"
работки нефти требует усиления внимания, в
частности, к следующим процессам: каталитическому
крекингу, гидроочистке и гидрокрекингу,
коксованию остатков и отборного тяжелого дистиллятного
сырья, депарафинизации и обезмасливанию по
современной схеме. Для получения нефтепродуктов
повышенного качества дальнейшее развитие получают
процессы каталитического риформинга прямогонных
бензиновых фракций, изомеризации, разделения
керосиновых дистиллятов с помощью цеолитов,
процессы производства пластичных смазок, присадок
к топливам и смазочным материалам.
Для современной нефтепереработки характерна
многоступенчатость при производстве продуктов
высокого качества. Во многих случаях наряду с
основными процессами проводят и подготовительные,
а также завершающие. К подготовительным
технологическим процессам, например относятся: обессоли-
вание нефтей перед их переработкой, выделение узких
по пределам выкипания фракций из дистиллятов
широкого фракционного состава; гидроочистка
бензиновых фракций перед их каталитическим рифор-
мингом; гидрообессеривание газойлевого сырья,
направляемого на каталитический крекинг; деасфаль-
тизация гудронов; гидроочистка керосинового
дистиллята перед его абсорбционным разделением
и т. д.
На современных нефтеперерабатывающих
заводах можно высокоэффективно перерабатывать
нефтяное сырье различного состава и получать широкую
гамму продуктов заданного качества. Постоянный
рост числа схем и модифицирование установок
нефтеперерабатывающих заводов требуют их систематиза"
ции. Особую важность подобная систематизация
приобретает для студентов при выполнении курсовых
и дипломных проектов.
Настоящий альбом принципиальных
технологических схем является пособием для студентов вузов,
обучающихся по специальности «Технология пере"
работки нефти и газа», а также по смежным специаль"
ностям. Альбом, не подменяя соответствующих
учебников и монографий, позволяет исполнителям курсо.
вых проектов глубже уяснить основы
технологических процессов, лучше обосновать выбранные схемы и
их аппаратурное оформление и более продуманно и
успешно составить пояснительную записку. Все это
будет способствовать повышению профессиональной
подготовки будущих молодых специалистов.
В альбом включены технологические схемы
процессов для получения дистиллятных моторных топ-
лив, смазочных материалов, твердых
углеводородов — парафинов и церезинов, нефтяного кокса и
битума, технического углерода (сажи), водорода на
основе каталитической конверсии легких
углеводородов, некоторых видов нефтехимического сырья
(этилен, жидкие парафины), серы и т. д. В альбом не
вошли схемы установок нефтехимических производств
вследствие многообразия технологических процессов
в данной области, их специфики и зачастую
комплексности. Рассмотрены только несколько процессов
данного профиля, в основном относящихся к
подготовке нефтяного сырья. Число процессов и способов
проведения их весьма значительно. Авторы
стремились собрать технологические схемы типичных и
современных процессов; число вариантных схем
ограничено.
В альбоме отражены наиболее важные
характеристики установок и представлены их принципиальные
схемы в удобной для изучения форме. При
изображении значительное внимание уделено достаточно
компактному расположению аппаратов и во
избежание чрезмерно сложной обвязки на схемах не
показаны резервные насосы, обводные линии и клапаны
(за исключением главных редукционных). Авторы
придерживались принятых условных обозначений, и
отклонения от них были лишь в тех случаях, когда
схемы оказывались очень насыщенными, либо когда
первоисточники содержали слишком упрощенную
схему с кратким описанием, не раскрывающим
требуемые подробности.
При исполнении принципиальной схемы на
чертеже студентам следует соблюдать требования,
приведенные в последних действующих методических
указаниях по выполнению графической части
курсовых и дипломных проектов.
Указанная в альбоме кроме основной
дополнительная литература позволит читателю найти
достаточно подробные сведения о процессах,
осуществляемых на нефтеперерабатывающих заводах.
Настоящий альбом является первым опытом
большого авторского коллектива и, вероятно, не лишен
недостатков. Авторы будут признательны всем
читателям и организациям, которые сочтут необходимым
сообщить свои предложения и критические
замечания. И те, и другие будут внимательно
рассмотрены.
Авторы приносят благодарность профессору
Р. Н. Гимаеву и В. С. Тараканову за ценные советы
и замечания.
Авторы

УСЛОВНЫЕ ОБОЗНАЧЕНИЯ
НА СХЕМАХ ТЕХНОЛОГИЧЕСКИХ
УСТАНОВОК
Аппарат воздушного охлаждения
Кожухотрубный водяной холодильник
Холодильник погружного типа или
холодильник-конденсатор
Парогенератор неогневого типа
\
Теплообменные аппараты разного назначения
SC
нйн
Сепараторы горизонтальные
A LA
—г^ е^>
ТТ
Насосы центробежный и поршневой (паровой)
~^~
Кипятильник с паровым пространством
(рибойлер)
к
/—51
Ti U_
Компрессоры центробежный и поршневой
И
J
Подогреватель паровой кожухотрубный
Кипятильник термосифонного типа
Л
Уровни жидкости в низу колонны
и на полуглухой тарелке
-2.
t_

Глава I
Подготовка нефтей к переработке
Нефть, выходящая из промысловых скважин,
несет с собой попутный газ, песок, ил, кристаллы
солей и воду в виде насыщенного раствора хлоридов.
Попутные и растворенные в нефти газы отделяются
на промысле в системе трапов-газосепараторов за
счет последовательного снижения давления от
давления в скважине до атмосферного. Газ, выходящий из
сепараторов сверху, частично освобождается от
увлеченного конденсата в промежуточных приемниках и
направляется на газобензиновые заводы или
закачивается в скважины для поддержания в них
пластового давления. После трапов-газосепараторов в неф-
тях остаются еще растворенные газы, количество
которых иногда достигает 4 % (масс).
В трапах-газосепараторах одновременно с
отделением газа происходит и отстой сырой нефти от
механических примесей и основной массы промысловой
воды, поэтому эти аппараты на промыслах часто
называют отстойниками. Нефть из
трапов-газосепараторов направляется в отстойные резервуары
емкостью до 30—50 тыс. м3, из которых она поступает
на промысловые электрообессоливающие установки
(именуемые в дальнейшем ЭЛОУ).
На нефтеперерабатывающие заводы подается
нефть, в которой содержание хлоридов, воды и
механических примесей согласно ГОСТ 9965—62 должно
быть не более:
Хлориды, мг/л 40
Вода, % (масс.) 0,1
Механические примеси, %
(масс.) 0,05
Однако эти требования, особенно для нефтей
новых месторождений, не всегда выполнялись,
поэтому с 1 января 1971 г. была разрешена поставка
нефтей на заводы в соответствии с нормативами
следующих четырех групп [1 ]:
I II III IV
Хлориды, мг/л, не более 40 300 1800 3600
Вода, % (масс), не более 0,2 !,0 1,0 2,0
Механические примеси, % (масс), не
более 0,05 0,05 0,05 0,05
Как видно из этих данных, только нефти I группы
удовлетворяют требованиям ГОСТ 9965—62, хотя
требования к качеству нефтей, поступающих на
перегонку, еще более жесткие.
С промысловых электрообессоливающих
установок нефть направляется на стабилизацию.
Установка стабилизации нефтей на промысле
Процесс физической стабилизации нефтей
предназначен для удаления газовых компонентов.
Вследствие высокого давления насыщенных паров газы
выделяются из нефти при температуре окружающей
среды, унося с собой ценные легкие компоненты
бензиновых фракций.
Ниже приведены температуры и соответствующие
им давления насыщенных паров для легких
углеводородов:
Температура, "С . . . . 0 10 20 30 40 50
Давление, МПа
этан 2,31 2,92 3,65 4,50 — —
пропан 0,46 0,62 0,82 1,06 1,34 1,66
«-бутан 0,10 0,14 0,20 0,27 0,37 0,48
Такое испарение наблюдается в резервуарах, при
сливе и наливе нефтей и нефтепродуктов. При этом
потери могут достигать 5 % (масс). Присутствие
в нефтях газов, кроме этого, способствует
образованию в трубопроводах паровых пробок, которые
затрудняют перекачивание.
Установки стабилизации нефтей строятся и
эксплуатируются на промыслах. Для стабилизации
только нефтей применяют одноколонные установки,
а двухколонные установки используют для
стабилизации нефти — в одной колонне и стабилизации
газового бензина — в другой. Последние используют
для нефтей с высоким содержанием растворенных
газов —более 1,5 % (масс).
Технологическая схема двухколонной установки
стабилизации нефти приведена на рис. 1-1. Сырая
нефть из резервуаров промысловых ЭЛОУ
забирается сырьевым насосом 5, прокачивается через
теплообменник 6, паровой подогреватель 7 и при
температуре около 60 °С подается под верхнюю тарелку
первой стабилизационной колонны 2. Эта колонна
оборудована тарелками желобчатого типа (число
тарелок может быть от 16 до 26), верхняя из которых
является отбойной, три нижних — смесительными.
Избыточное давление в колонне от 0,2 до 0,4 МПа,
что создает лучшие условия для конденсации паров
бензина водой в водяном холодильнике-конденсаторе
8. Нефть, переливаясь с тарелки на тарелку,
встречает более нагретые поднимающиеся пары и
освобождается от легких фракций. Температура низа
колонны поддерживается в пределах 130—150 °С за
счет тепла стабильной нефти, циркулирующей через
змеевики трубчатой печи / с помощью насоса 3.
Стабильная нефть, уходящая с низа колонны,
насосом 4 прокачивается через теплообменники 6, где
отдает свое тепло сырой нефти. Далее нефть проходит
аппарат воздушного охлаждения 19 и поступает
в резервуары стабильной нефти, откуда она и
транспортируется на нефтеперерабатывающие заводы.
Смесь газов и паров, выходящая с верха колонны
2, охлаждается в холодильнике-конденсаторе 8.
Газы вместе с образовавшимся конденсатом
поступают в газоводоотделитель 9. Несконденсированные
газы — сухой газ (в основном метан и этан) с верха
газоводоотделителя выводятся с установки. На
газоотводном трубопроводе ставится редукционный
клапан 10, поддерживающий стабильное давление в
аппарате 9 и колонне 2.
Газоводоотделитель разделен вертикальной
перегородкой. Из одной половины аппарата снизу с
помощью регулятора уровня, который соединен с
клапаном на дренажной линии, выводится вода. Из
другой половины конденсат — смесь углеводородов
забирается насосом // и прокачивается через
теплообменник 17 стабильного бензина. Здесь смесь
нагревается примерно до 70 °С и с такой температурой
7

Сухой
РИС. 1-1. Технологическая схема установки стабилизации нефтей:
1 — трубчатая печь; 2, 13 — колонны; 3, 4, 5, 11, 20 — насосы; 6, 17 — теплообменники; 7 — подогреватель; г, 14 —
холодильники-конденсаторы; 9 — газоводоотделитель; 10, 16 — редукционные клапаны; 12 — кипятильник; 1В — газосепаратор; IS — холодильник; 19 — аппарат
воздушного охлаждения.
поступает в испарительную часть стабилизационной
колонны 13. Колонна имеет 30—32 желобчатые
тарелки; давление в колонне поддерживается в
пределах 1,3—1,5 МПа.
С верха колонны 13 уходит газ; тяжелая часть
газа (пропан, бутаны) конденсируется в водяном
холодильнике-конденсаторе 14 и отделяется в
газосепараторе 15 от несконденсировавшейся части. Этот
несконденсировавшийся газ выходит из
газосепаратора сверху, проходит редукционный клапан 16
и объединяется с газом, выходящим из
газоводоотделителя 9. С помощью клапана 16 давление в колонне
13 поддерживается в пределах 1,2—1,5 МПа.
Сжиженный газ, отводимый с низа газосепаратора 15,
направляется насосом 20 в приемник (на схеме не
показан). Часть газа возвращается на верхнюю
тарелку колонны 13 в виде холодного орошения,
с помощью которого температура верха колонны
поддерживается в пределах 40—50 °С. Для
достаточно полного выделения растворенных газов
температура низа колонны должна быть выше: 120—
130°С. Такая температура обеспечивается
рециркуляцией стабильного бензина через кипятильник 12
с паровым пространством. В кипятильнике бензин
нагревается до 160—180 °С водяным паром
(давлением 0,3—0,5 МПа). Пары, образующиеся в
кипятильнике, поступают в колонну 13, а жидкость —
стабильный бензин — перетекает через перегородку
внутри аппарата 12 и под давлением системы
проходит теплообменник 17, холодильник 18 и далее
направляется в резервуар стабильного бензина (на
схеме не показан).
В результате стабилизации легкой нефти из нее
полностью удаляются метан, этан и на 95 % пропан,
при этом давление насыщенных паров нефти при
40 °С снижается с 0,85 до 0,03 МПа, что гарантирует
постоянство фракционного состава нефти при ее
транспортировании и хранении.
Установка обессоливания и обезвоживания
нефтей на НПЗ
Содержание солей в нефтях, поступающих на
нефтеперерабатывающие заводы, обычно составляет
500 мг/л, а воды—в пределах 1 % (масс). На
переработку же допускаются нефти, в которых
содержание солей не превышает 20 мг/л и воды 0,1 %
(масс). Требования к ограничению содержания
солей и воды в нефтях постоянно возрастают, так как
только снижение содержания солей с 20 до 5 мг/л
дает значительную экономию: примерно вдвое
увеличивается межремонтный пробег атмосферно-вакуум-
ных установок, сокращается расход топлива,
уменьшается коррозия аппаратуры, снижаются расходы
катализаторов, улучшается качество газотурбинных
и котельных топлив, коксов и битумов.
Большая часть воды в поступающих на НПЗ
нефтях находится в виде эмульсии, образованной
капельками воды с преобладающим диаметром 2—
5 мкм. На поверхности капелек из нефтяной среды
адсорбируются смолистые вещества, асфальтены,
органические кислоты и их соли, растворимые
в нефти, а также высокодисперсные частицы
тугоплавких парафинов, ила и глины, хорошо
смачиваемых нефтью. С течением времени толщина
адсорбционной пленки увеличивается, возрастает ее
механическая прочность, происходит старение эмульсии.
Для предотвращения этого явления на многих
промыслах в нефть вводят деэмульгаторы. Деэмульга-
торы используют и при термохимическом, и при
8

электрохимическом обезвоживании нефтей. Расход
деэмульгаторов для каждой нефти определяется
экспериментально — колеблется от 0,002 до 0,005 %
(масс.) на 1 т нефти.
Разрушая поверхностную адсорбционную пленку,
деэмульгаторы способствуют слиянию (коалесценции)
капелек воды в более крупные капли, которые при
отстое эмульсии отделяются быстрее. Этот процесс
ускоряется при повышенных температурах (обычно
80—120 °С), так как при этом размягчается
адсорбционная пленка и повышается ее растворимость
в нефти, увеличивается скорость движения капелек и
снижается вязкость нефти, т. е. улучшаются условия
для слияния и оседания капель. Следует отметить,
что при температурах более 120 °С вязкость нефти
меняется мало, поэтому эффект действия
деэмульгаторов увеличивается незначительно.
Наиболее стойкие мелкодисперсные нефтяные
эмульсии разрушаются с помощью электрического
тока. При воздействии электрического поля
капельки воды, находящиеся в неполярной жидкости,
поляризуются, вытягиваются в эллипсы с
противоположно заряженными концами и притягиваются
друг к другу. При сближении капелек силы
притяжения возрастают до величины, позволяющей сдавить
и разорвать разделяющую их пленку. На практике
используют переменный электрический ток частотой
50 Гц и напряжением 25—35 кВ. Процессу
электрообезвоживания способствуют деэмульгаторы и
повышенная температура. Во избежание испарения воды,
а также в целях снижения газообразования
электродегидраторы — аппараты, в которых проводится
электрическое обезвоживание и обессоливание
нефтей — работают при повышенном давлении. На НПЗ
эксплуатируются электродегидраторы трех типов:
цилиндрические вертикальные с круглыми
горизонтальными электродами и подачей нефти в
межэлектродное пространство; такие аппараты
установлены на электрообессоливающих установках
ЭЛОУ 10/2;
шаровые с кольцевыми электродами и подачей
нефти между ними; они нашли применение на
установках ЭЛОУ 10/6 (производительностью 2 млн. т
нефти в год);
горизонтальные с прямоугольными электродами
и подачей нефти в низ аппарата под слой
отстоявшейся воды.
Характеристики электродегидраторов приведены
ниже:
Показатели Верти- Шаровой Горизонтальные
кальный ЭДШ-600 1ЭГ-160 2ЭГ-160
Диаметр, м 3 10,5 3,4 3,4
Объем, м3 30 600 160 160
Допустимая
температура", °С ' . . 70—80 100 ПО 160
Расчетное давление, МПа 0,34 0,69 0,98 1,76
Производительность, т/ч 10—12 230—250 180—190 200—250
Напряжение между
электродами, кВ .... 27—33 32—33 22—44 22—44
Напряженность
электрического поля, кВ.'см 2—3 2—3 1,0—1,5 1,0—1,5
Электрообессоливающие установки проектируют
двухступенчатыми: в электродегидраторах I ступени
удаляется 75—80 % (масс.) соленой воды и 95—
98 % (масс.) солей, а в электродегидраторах II
ступени — 60—65 % (масс.) оставшейся
эмульсионной воды и примерно 92 % (масс.) оставшихся солей.
Число устанавливаемых электродегидраторов при
двухступенчатом обессоливании зависит от объема и
качества (т. е. содержания воды, солей и стойкости
эмульсий) обрабатываемой нефти, от типа и
производительности аппарата. Для современных
электрообессоливающих установок проектируют только
горизонтальные электродегидраторы, которые входят
в состав комбинированных установок ЭЛОУ—AT и
ЭЛОУ—АВТ. Преимуществами горизонтальных
аппаратов являются: большая площадь электродов,
следовательно, и большая удельная
производительность (объем нефти на единицу сечения аппарата);
меньшая вертикальная скорость движения нефти,
а значит, и лучший отстой воды; возможность
проведения процесса при более высоких температурах и
давлениях. Подача сырой нефти в низ аппарата
обеспечивает ее дополнительную промывку и
прохождение через два электрических поля: слабое —
между зеркалом воды и нижним электродом и
сильное — между электродами. Повышение напряжения
между электродами сверх допустимого (22—44 кВт)
нежелательно, так как это вызывает обратный
эффект — диспергирование капелек воды и увеличение
стойкости эмульсии.
Аппараты и технологические потоки на
двухступенчатой обессоливающей установке с
горизонтальными электродегидраторами показаны на схеме
1-2. Сырая нефть насосом / прокачивается через
теплообменники 2, паровые подогреватели 3 (на
комбинированной установке ЭЛОУ—AT через
теплообменники боковых погонов) и с температурой
ПО—120 °С поступает в электродегидратор I ступени
4. Перед насосом 1 в нефть вводится деэмульгатор,
а после подогревателей 3 — раствор щелочи,
который подается насосом 7. Кроме того, в нефть
добавляется отстоявшаяся вода, которая отводится из элек-
тродегидратора II ступени и закачивается в
инжекторный смеситель 5 насосом 13. С помощью насоса 8
предусмотрена также подача свежей воды. В
инжекторном смесителе 5 нефть равномерно перемешивается
со щелочью и водой. Раствор щелочи вводится для
подавления сероводородной коррозии для
нейтрализации кислот, попадающих в нефть при кислотной
обработке скважин, а вода —для вымывания
кристаллов солей.
Нефть поступает в низ электродегидратора 4
через трубчатый распределитель 21 с
перфорированными горизонтальными отводами. Обессоленная
нефть выводится из электродегидратора сверху через
коллектор 19, конструкция которого аналогична
конструкции распределителя. Благодаря такому
расположению устройств ввода и вывода нефти
обеспечивается равномерность потока по всему сечению
аппарата. Отстоявшаяся вода отводится через
дренажные коллекторы 22 в канализацию или в
дополнительный отстойник 12 (в случае нарушения в элек-
тродегидраторе процесса отстоя). Из отстойника
насосом 14 жидкая смесь возвращается в процесс.
Из электродегидратора I ступени сверху не
полностью обезвоженная нефть поступает под давлением
в электродегидратор II ступени. В диафрагмовом
смесителе 10 поток нефти промывается свежей
химически очищенной водой, подаваемой насосом 8.
Вода для промывки предварительно нагревается
в паровом подогревателе 9 до 80—90 °С; расход воды
составляет 5—10 % (масс.) на нефть. Обессоленная и
обезвоженная нефть с верха электродегидратора II
ступени отводится с установки в резервуары
обессоленной нефти, а на комбинированных установках она
9

РИС. 1-2. Аппаратурно-технологическая схема электрообессоливающей установки (ЭЛОУ):
клапаны
1, 7, 8. 13. 14 — насосы; 2 — теплообменники; 3. 9 — подогреватели; 4, 11 — электродегидраторы; 5 — инжекторный смеситель; 6
автоматического сброса соленой воды; 10 — диафрагмовый смеситель; 12 — отстойник; 15 — смотровой фонарь.
подвесные изоляторы; П — шины подвода электрического тока; /8 — трансформатор; 19 —коллектор обес-
электроды; 21 — распределитель ввода сырья; 22 — коллектор соленой воды.
Устройство электродегпдратора; 16
соленной нефти; 20
нагревается и подается в ректификационную колонну
атмосферной установки.
Уровень воды в электродегидраторах
поддерживается автоматически. Часть воды, поступающей
в канализацию из электродегидраторов I и II
ступеней, проходит смотровые фонари 15 для контроля
качества отстоя.
В таблице приведены показатели работы
двухступенчатых ЭЛОУ на различных нефтях.
Технико-экономические показатели работы
установки ЭЛОУ 10/6 и блока горизонтальных
электродегидраторов на комбинированной установке
ЭЛОУ—АВТ-6 приведены ниже:
Показатели
Производительность, тыс. т в год
Число электродегидраторов ....
Расход пара на нагрев сырья,
тыс. МДж
Расход электроэнергии, тыс. мВт-ч
Три
ЭЛОУ 10/6
6000
6
900
1,64
Блок
ЭЛОУ-АВТ-6
6000
8
0,79
Показатели
Завод, нефть
. ^плотность d± 1
Московский НПЗ,
ромашкинская
(0,868)
Омский НПЗ,
тюменская (0,858)
Новоуфимский
НПЗ
тюменская
(0,860)
арланская
(0,890)
Красководский,
котуртепинская
(0,858)
работы ЭЛОУ на НПЗ:
Содержание
до ЭЛОУ
воды,
%
1,00
1,20
1,1
0,4
0,51
солей.
мг/л
1220
180
200
697
456
Содержание
ЭЛОУ
воды.
%
0,1
0,1
0,08
0,15


сутствие
солей,
мг/л
10
3
6
10
49 *
Расход деэмуль-
гатора (г/т)
Дисоль-
ван+ОЖК
(25)
Дисольван
или ОЖК (20)
\ ОЖК или
| сепарол (30)
Дисольван
(8)
Нефть промывается морской водой.
Глава II
Первичная перегонка нефти и вторичная перегонка
бензиновых дистиллятов
Установки первичной переработки нефти
составляют основу всех нефтеперерабатывающих заводов, от
работы этих установок зависят качество и выходы
получаемых компонентов топлив, а также сырья для
вторичных и других процессов переработки нефти.
В промышленной практике нефть разделяют на
фракции, различающиеся температурными пределами
выкипания. Это разделение проводят на установках
первичной перегонки нефти с применением процессов
нагрева, дистилляции и ректификации, конденсации
и охлаждения. Прямую перегонку осуществляют при
атмосферном или несколько повышенном давлении,
а остатков — под вакуумом. Атмосферные и
вакуумные трубчатые установки (AT и ВТ) строят отдельно
10

друг от друга или комбинируют в составе одной
установки (АВТ).
Атмосферные трубчатые установки (AT)
подразделяют в зависимости от технологической схемы на
следующие группы:
1) установки с однократным испарением нефти;
2) установки с двукратным испарением нефти;
3) установки с предварительным испарением
в эвапораторе легких фракций и последующей
ректификацией.
Третья группа установок является практически
вариантом второй, поскольку в обоих случаях нефть
подвергается двукратному испарению.
Вакуумные трубчатые установки (ВТ)
подразделяют на две группы:
1) установки с однократным испарением мазута;
2) установки с двукратным испарением мазута
(двухступенчатые).
Вследствие большого разнообразия
перерабатываемых нефтей и широкого ассортимента получаемых
продуктов и их качества применять одну типовую
схему не всегда целесообразно. Широко
распространены установки с предварительной отбензинивающей
колонной и основной ректификационной
атмосферной колонной, работоспособные при значительном
изменении содержания в нефтях бензиновых фракций
и растворенных газов.
Диапазон мощностей заводских установок AT и
АВТ широк — от 0,6 до 8 млн. т перерабатываемой
нефти в год [1, 2 ]. Преимущества установок большой
единичной мощности известны: при переходе к
укрупненной установке взамен двух или нескольких
установок меньшей пропускной способности
эксплуатационные расходы и первоначальные затраты на 1 т
перерабатываемой нефти уменьшаются, а
производительность труда увеличивается. Накоплен опыт по
увеличению мощности многих действующих
установок AT и АВТ за счет их реконструкции, в результате
чего значительно улучшены их
технико-экономические показатели. Так, при увеличении пропускной
способности установки АТ-6 на 33 % (масс.) путем ее
реконструкции производительность труда
повышается в 1,3 раза, а удельные капитальные вложения и
эксплуатационные расходы снижаются
соответственно на 25 и 6,5 %.
Комбинирование АВТ или AT с другими
технологическими установками также улучшает технико-
экономические показатели и снижает себестоимость
нефтепродуктов. Уменьшение удельных капитальных
затрат и эксплуатационных расходов достигается,
в частности, сокращением площади застройки и
протяженности трубопроводов, числа промежуточных
резервуаров и энергетических затрат, а также
снижением общих затрат на приобретение и ремонт
оборудования. Примером может служить отечественная
комбинированная установка ЛК-6у (см. гл. XIV),
состоящая из следующих пяти секций: электрообессо-
ливание нефти и ее атмосферная перегонка
(двухступенчатая AT); каталитический риформинг с
предварительной гидроочисткой сырья (бензиновой
фракции); гидроочистка керосиновой и дизельной
фракций; газофракционирование.
Процесс первичной переработки нефти наиболее
часто комбинируют с процессами обезвоживания и
обессоливания, вторичной перегонки и стабилизации
бензиновой фракции: ЭЛОУ—AT, ЭЛОУ—АВТ,
ЭЛОУ—АВТ — вторичная перегонка, АВТ —
вторичная перегонка.
Для удаления легких компонентов из
дистиллятов при прохождении ими отпарных колонн
используется открытый перегретый водяной пар. На
некоторых установках с этой целью применяют
кипятильники, обогреваемые более нагретым нефтепродуктом,
чем отводимый из отпарной колонны дистиллят.
Расход водяного пара составляет: в атмосферную
колонну 1,5—2,0 % (масс.) на нефть, в вакуумную
колонну 1,0—1,5 % (масс.) на мазут, в отпарную
колонну 2,0—2,5 % (масс.) на дистиллят.
В ректификационных секциях установок AT и
АВТ широко применяют промежуточное
циркуляционное орошение, которое располагают наверху
секции (непосредственно под тарелкой вывода
бокового дистиллята). Отводят циркулирующую флегму
двумя тарелками ниже (не более). В вакуумных
колоннах верхнее орошение обычно циркулирующее,
и для уменьшения потерь нефтепродукта через верх
колонны для него необходимы 3—4 тарелки.
Для создания вакуума применяют
барометрический конденсатор и двух- или трехступенчатые
эжекторы (двухступенчатые используют при глубине
вакуума 6,7 кПа, трехступенчатые — в пределах
6,7—13,3 кПа). Между ступенями монтируют
конденсаторы для конденсации рабочего пара
предыдущей ступени, а также для охлаждения отсасываемых
газов. В последние годы широкое использование
вместо барометрического конденсатора нашли
поверхностные конденсаторы. Применение их не только
способствует созданию более высокого вакуума в
колонне, но и избавляет завод от огромных количеств
загрязненных сточных вод, особенно при переработке
сернистых и высокосернистых нефтей.
В качестве холодильников и
конденсаторов-холодильников широко применяют аппараты воздушного
охлаждения (АВО). Использование АВО приводит
к уменьшению расхода воды, первоначальных затрат
на сооружение объектов водоснабжения,
канализации, очистных сооружений и снижению
эксплуатационных расходов.
Многие атмосферные колонны на современных
AT и АВТ оснащены клапанными и S-образными
тарелками; вакуумные — клапанными,
решетчатыми, ситчатыми. Ниже указаны число и тип тарелок
на установках:
Колонна
Число
тарелок
Тип тарелок
Атмосферная предвари
тельного испарения
Атмосферная основная
Вакуумная
Установка
28
Отпарная
49
18
АВТ
Клапанные (верх—двух-
поточные, низ —четы-
рехпоточные)
Клапанные
Верх — клапанные, S-об-
разные, низ —
решетчатые, струйные
Клапанные
Установка АТ-6
Атмосферная
предварительного испарения
верх
низ
Атмосферная основная
верх
низ
Вторичной перегонки
22
5
38
5
60
S-образные решетчатые
(или S-образные)
S-образные
То же
Решетчатые
11

На установках первичной переработки нефти
достигнута высокая степень автоматизации. Так, на
заводских установках используют автоматические
анализаторы качества («на потоке»), определяющие:
содержание воды и солей в нефти, температуру
вспышки авиационного керосина, дизельного
топлива, масляных дистиллятов, температуру
выкипания 90 % (масс.) пробы светлого нефтепродукта,
вязкость масляных фракций, содержание продукта
в сточных водах. Некоторые из анализаторов
качества включаются в схемы автоматического
регулирования. Например, подача водяного пара в низ отпар-
ной колонны автоматически корректируется по
температуре вспышки дизельного топлива, определяемой
с помощью автоматического анализатора
температуры вспышки. Для автоматического непрерывного
определения и регистрации состава газовых потоков
применяют хроматографы.
Установка атмосферной перегонки нефти
На атмосферных нефтеперегонных установках
нефть или смесь нефтей обычно разделяется на четыре
дистиллятные фракции и остаток — мазут.
Побочным продуктом является смесь углеводородных
газов, часто содержащая сероводород, который
образуется из нестойких соединений серы при нагреве
нефти.
Установка, схема которой представлена на рис.
П-1, —двухколонная (по числу основных колонн:
первая — простая, вторая — сложная, без учета
внешних отпарных колонн) с двукратным испарением
сырья. До поступления в первую ректификационную
колонну, называемую также испарительной
колонной, нефть нагревается только в теплообменниках,
проходя в них одним, двумя или несколькими
параллельными потоками. Верхним продуктом первой
колонны являются легкая бензиновая фракция и
небольшое количество газа. Остальные дистилляты,
выводимые с установки, а также мазут получаются
во второй колонне. Обе колонны обслуживаются
общей трубчатой печью. Часть нижнего продукта
испарительной колонны циркулирует между печью и
первой колонной, этим достигается снабжение ее
отгонной секции дополнительным количеством тепла.
Ниже описана технологическая схема
двухступенчатой установки атмосферной перегонки.
Обессоленная нефть, нагнетаемая насосом 8,
проходит двумя параллельными потоками группу
теплообменников 10, И, 23, 26, 29 и нагретая до
температуры 200—220 °С поступает в среднюю часть
колонны 2. Ректификационная колонна 2 работает
при избыточном давлении, достигающем на
некоторых установках 0,45 МПа.
Пары легкого бензина (конец кипения этой
фракции в одних случаях равен 85 °С, а в других — 140
или 160 °С) по выходе из колонны 2 конденсируются
в аппарате воздушного охлаждения 3. Далее
конденсат и сопутствующие газы, охлажденные в водяном
холодильнике 4, разделяются в газосепараторе 5.
Отсюда легкий бензин насосом 7 направляется
в секцию (блок) стабилизации и вторичной
перегонки. Часть легкого бензина возвращается как
орошение в колонну 2.
Газ
Газ
Фракция тяжелого
бензина
РИС. lit. Технологическая схема установки атмосферной перегонки нефти:
1,7—9, 12, 13, 20—22 — насосы; 2, 14 — ректификационные колонны; 3, 15, 24, 27, 30 — аппараты воздушного охлаждения; 4, 16, 25, 28,
31 — холодильники; 10, 1.1, 23, 26, 29 —теплообменники; 5, 17— газосепараторы-водоотделители; 6 — трубчатая печь; 18, 19 — отпарные колонны.
12

Из колонны 2 снизу частично отбензиненная
нефть забирается насосом / и подается в змеевик
трубчатой печи 6. Нагретая в змеевиках печи нефть
поступает в парожидком состоянии в основную
ректификационную колонну 14. Часть же нефти
после печи возвращается как рециркулят, или
«горячая струя», на одну из нижних тарелок
колонны 2.
Верхним продуктом колонны 14 является
бензиновая фракция, более тяжелая по сравнению с
отводимой с верха испарительной колонны 2. По выходе
из колонны 14 пары бензина, а также
сопровождающие их водяные пары конденсируются в аппарате
воздушного охлаждения 15. Охлажденная в водяном
холодильнике 16 смесь разделяется в газосепараторе
17 на газ, водный и бензиновый конденсаты. Жидкая
бензиновая фракция из газосепаратора 17 (или
дополнительного водоотделителя, не показанного на
схеме) забирается насосом 22 и подается в секцию
вторичной перегонки. Часть бензина этим же
насосом возвращается в колонну 14, на ее верхнюю
тарелку, как орошение.
Фракции 140—240 и 240— 350 °С (или 140—220
и 220—350 °С) выводятся из отпарных колонн 18 и 19,
прокачиваются с помощью насосов 20 и 21 и
охлаждаются в последовательно соединенных аппаратах.
Первая — керосиновая фракция — в
теплообменнике 23, аппарате воздушного охлаждения 24 и
водяном кожухотрубном холодильнике 25;
вторая — фракция дизельного топлива — в
теплообменнике 26, холодильнике 27 и водяном
холодильнике 28.
Под нижние тарелки отпарных колонн вводится
перегретый водяной пар.
Тяжелый неиспаренный остаток нефти в смеси
с жидкостью, стекающей с последней тарелки
концентрационной секции колонны 14, проходя нижние
шесть тарелок в колонне, продувается перегретым
водяным паром. Мазут, освобожденный в
значительной мере от низкокипящих фракций, с низа колонны
14 направляется насосом 13 через теплообменник 29
и холодильники 30 и 31 в резервуар. В колонне 14
имеются два циркуляционных орошения, тепло
которых отдается нефти в теплообменниках 10 и //.
Последовательность прохождения нефтью
теплообменников может быть и иной, чем показано на
схеме.
Температура и давление в основных аппаратах
установки AT:
Температура, СС
подогрева нефти в теплообменниках .... 200—230
подогрева отбензиненной нефти в змеевиках
трубчатой печи 330—360
паров, уходящих из отбензинивающей колонны 120—140
внизу отбензинивающей колонны 240—260
паров, уходящих из основной колонны . .'. 120—130
внизу основной колонны 340—355
Давление, МПа
в отбензинивающей колонне 0,4—0,5
в основной колонне 0,15—0,2
Материальный баланс установки зависит от
потенциального содержания светлых нефтепродуктов
в нефти, от требуемого ассортимента их, а также от
четкости фракционирования.
Ниже дан пример материального баланса
установки AT при переработке ромашкинской и самот-
лорской нефтей:
Взято, % (масс.)
Нестабильная нефть .
Вода эмульсионная
Ромашкин-
ска я нефть
100,0
0,1
Самотлор-
ская нефть
100,0
0,!
Итого.
100,1
100,1
Получено, % (масс.)
Углеводородный газ
Бензиновая фракция (н. к. —140 °С)
Керосиновая фракция (140—240 °С)
Дизельная фракция (240—350 °С)
Мазут (>350 °С)
Потери
1,0
12,2
16,3
17,0
52,7
0,9
1,1
18,5
17,9
20.3
41,4
0,9
Итого.
100,1
!00,1
Обычно на верх атмосферной колонны в качестве
острого орошения подается верхний дистиллят,
а в различные точки по высоте колонны — несколько
промежуточных циркуляционных орошений (рис.
П-2 *). Промежуточное орошение чаще всего отводят
* Во избежание усложнения обвязки потоков насосы на
схеме приближены к месту вывода соответствующего дистиллята.
РИС. П-2. Варианты подачи орошения в сложную
ректификационную колонну:
/—ректификационная колонна; 2, 8, 10, 13 , 14 — насосы; 3 —
теплообменники; 4, 6—водяные холодильники; 5 —воздушный
конденсатор-холодильник; 7—приемникj орошения и водоотделитель; 9, 11, 12— от-
парные выносные колоны (стриппинги).
13
У

с одной из тарелок, расположенных непосредственно
ниже точки вывода бокового дистиллята (погона),
в выносную отпарную колонну (см. аппараты 11).
Другой вариант: в качестве промежуточного
орошения используют сам боковой погон, который после
охлаждения возвращают в колонну выше или ниже
точки ввода в нее паров из отпарной выносной
колонны (см. аппараты 9 и 12).
Использование для теплообмена только острого
орошения неэкономично, так как верхний продукт
имеет сравнительно умеренную температуру.
Применяя промежуточное циркуляционное орошение,
рационально используют избыточное тепло колонны
для подогрева нефти, при этом выравниваются
нагрузки по высоте колонны, и это обеспечивает
оптимальные условия ее работы. Выбирая схему
орошения для работы колонны, следует учитывать степень
регенерации тепла, влияние промежуточного
орошения на четкость ректификации и размеры аппарата.
Анализ работы атмосферных колонн показал, что
оптимальной будет схема, при которой острым
(верхним) орошением колонны снимается около 40 %
тепла и двумя промежуточными — около 30 %
каждым. Режим работы колонн установки АТ-6
(числитель— верх, знаменатель — низ) и их
характеристики приведены ниже:
Колонна
Предварительная
(испарительная)
Основная
яО
0.0
с я
120
240
140
320
Давление,
МП а
0,56
0,58
0,15
Диаметр, м
3,8
7,0
Высота, м
30,2
45,9
Число
тарелок
22
38
Установка атмосферно-вакуумной перегонки нефти
Установка предназначена для получения из нефти
дистиллятов бензина, керосина, дизельного топлива,
трех масляных фракций разной вязкости и гудрона
[2]. Кроме этих продуктов на установке получаются
сухой и жирный газы, сжиженный газ (рефлюкс),
легкий вакуумный газойль. На перегонку обычно
поступают нефти или смеси нефтей с содержанием
светлых дистиллятов (выкипающих до 350 °С) от
42 до 50 % (масс).
Современные установки большой мощности
состоят из следующих блоков:
предварительного нагрева нефти в
теплообменниках;
электрообессоливания и обезвоживания нефти
(блок ЭЛОУ);
последующего нагрева в теплообменниках;
отбензинивания нефти (колонна повышенного
давления с нагревательной печью);
атмосферной колонны (с нагревательной печью и
отпарными колоннами);
фракционирования мазута под вакуумом (с
нагревательной печью, отпарными колоннами и системой
создания вакуума);
стабилизации и вторичной перегонки бензина на
узкие фракции.
Технологическая схема установки представлена
на рис. П-3. Исходная нефть насосом 1 несколькими
параллельными потоками (на схеме показаны четыре
потока) проходит через группу теплообменников 7, 8,
9, 10, 11, 12 и 13, где она нагревается до температуры
100—130 °С. Использование такой системы нагрева
нефти позволяет создать более эффективный
теплообмен. После теплообменников для усреднения
температуры потоки нефти смешиваются в общем
коллекторе (на схеме не показан). Далее нефть снова
четырьмя параллельными потоками направляется
в две ступени электродегидраторов 14 (блок ЭЛОУ).
По выходе из блока ЭЛОУ нефть нагревается вначале
в параллельно включенных теплообменниках 15
и 16, а затем в теплообменнике 18.
Нагретая до 200—250 °С нефть поступает в отбен-
зинивающую колонну 19 по двум тангенциальным
вводам. Из этой колонны сверху уходят газы, пары
воды и легкой бензиновой фракции (с концом
кипения 120—160 °С). Для конденсации паров и
охлаждения смеси служат аппарат воздушного охлаждения
20 и расположенный за ним водяной холодильник
21. В сепараторе 22 от сконденсированной легкой
бензиновой фракции отделяются газ и вода. Газ,
пройдя клапан, регулирующий давление в системе
колонна 19 — сепаратор 22, направляется в секцию
очистки от сероводорода, а вода с низа
сепаратора 22, который снабжен регулятором межфазового
уровня (вода—бензин), поступает в систему очистки
сточных вод.
Циркулирующая часть бензина (орошение)
возвращается в колонну с помощью насоса 25, а
балансовое его количество отводится из этого блока и
передается в блок стабилизации бензина, в колонну-
стабилизатор 59. Для поддержания температуры низа
колонны 19 частично отбензиненная нефть забирается
насосом 24, проходит змеевики печи 23 и, нагретая до
350—370 °С, возвращается в нижнюю часть колонны.
Балансовое количество отбензиненной нефти с
помощью насоса 26 проходит через змеевики печи 27
и с температурой 370—380 °С подается по двум
тангенциальным вводам в атмосферную
колонну 30.
Из колонны 30 сверху отводятся пары тяжелого
бензина и воды, а также газы разложения,
образовавшиеся при нагреве нефти в печи 27; они проходят
аппарат воздушного охлаждения 31 и водяной
холодильник 32. Полученная газожидкостная смесь газ—
бензин—вода разделяется в сепараторе 33, с верха
которого уходит газ (в топливную систему), а с низа —
водяной конденсат (отводится, дренируется, .в
систему очистки воды). Конденсат тяжелой бензиновой
фракции отводится насосом 44 и Вместе с фракцией
легкого бензина передается на стабилизацию. В
качестве орошения атмосферной колонны 30
используется верхнее циркуляционное орошение.
Циркулирующая жидкость (флегма) с третьей тарелки
(сверху) колонны 30 поступает через аппарат
воздушного охлаждения 34 и водяной холодильник 37 на
прием насоса 43 и этим насосом закачивается на
верхнюю тарелку колонны.
Керосиновая фракция выводится с низа отпарной
колонны 35 насосом 42 через теплообменник 7 и
аппарат воздушного охлаждения 6 отводится с
установки.
Фракция дизельного топлива выводится из
отпарной колонны 36 насосом 41. Тепло дизельного
(Топлива используется в теплообменнике-подогревателе
14

78 колонны 68, затем — в теплообменнике 9. После
охлаждения в аппарате воздушного охлаждения 4
фракция дизельного топлива отводится с установки.
Для увеличения отбора дизельного топлива в низ
колонны 30 подается перегретый (400 °С) водяной
пар. Пар подается и в отпарные колонны 35 и 36 для
удаления легких фракций.
Атмосферная колонна 30 имеет еще два
циркуляционных орошения. Среднее циркуляционное
орошение — флегма забирается с ректификационной
отборной тарелки насосом 38, прокачивается через
теплообменник 10, аппарат воздушного охлаждения
28 и возвращается в колонну 30 на три тарелки выше
отборной. Нижнее циркуляционное орошение —
флегма забирается с отборной тарелки насосом 39,
прокачивается через теплообменник 15, аппарат
воздушного охлаждения 29 и возвращается в колонну
на третью расположенную выше тарелку.
С низа атмосферной колонны 30 насосом 40
откачивается мазут, который нагревается в змеевике
вакуум-печи 56 и по двум тангенциальным вводам
подается в вакуумную колонну 48. В сечении
питания этой колонны над вводом сырья установлены
отбойные тарелки для предотвращения «заноса»
капель жидкого остатка. Для орошения верха
колонны 48 используется верхнее циркуляционное
орошение: первая масляная фракция с третьей
верхней тарелки вакуумной колонны забирается насосом
51, прокачивается через теплообменник 12, аппарат
воздушного охлаждения 47 и после него
циркулирующая часть возвращается на верхнюю тарелку
колонны 48. Балансовое количество первой масляной
фракции отводится с установки.
Неконденсирующиеся вверху вакуумной колонны
компоненты, представляющие смесь легких фракций,
газов разложения, паров воды и воздуха
(засасываемый через неплотности), выводятся из колонны 48
и охлаждаются в аппарате воздушного охлаждения
46 (его может и не быть), затем в водяной
холодильник поверхностного типа 45, после которого
газожидкостная смесь поступает в систему создания
вакуума (см. ниже, рис. П-4).
Вторая масляная фракция выводится с низа
отпарной колонны 49 насосом 54 и после
теплообменника 11, аппарата воздушного охлаждения 3
откачивается с установки. Третья масляная фракция
отводится с низа отпарной колонны 50 и направляется
насосом 52 через теплообменник 13 и аппарат
воздушного охлаждения 2 в резервуар.
Нижнее циркуляционное орошение вакуумной
колонны 48 осуществляется с помощью насоса 55,
которым флегма возвращается через теплообменники
16 и аппарат воздушного охлаждения 17 в колонну.
Для увеличения отбора третьей масляной фракции
в низ колонны 48 подают водяной пар. Гудрон с низа
колонны 48 забирают насосом 53 и откачивают с
установки через теплообменники 18 и 8 и аппарат
воздушного охлаждения 5.
Нестабильные бензины из сепараторов 22 и 33
насосами 25 и 44 двумя параллельными потоками
вначале проходят теплообменники 60 и 61, затем
поступают в колонну 59. Питание колонны двумя
потоками бензинов (легкого и тяжелого) в различные
секции позволяет уменьшить расход энергии на
стабилизацию бензина. В колонне 59 из бензиновой
фракции удаляются растворенные газы, которые
выводятся сверху и направляются в аппарат
воздушного охлаждения 58, затем в водяной холодильник 57
и сепаратор 72. В сепараторе 72 жирный газ
отделяется от сконденсированных легких углеводородов,
сжиженного газа (рефлюкса). Циркулирующая часть
сжиженного газа нагнетается насосом 73 на верх
колонны 59 в качестве орошения, а балансовое
количество отводится на установку
газофракционирования, куда также направляют и жирный газ. Подвод
тепла в низ стабилизационной колонны 59
осуществляется циркуляцией стабильного бензина с помощью
насоса 74 через змеевик печи 75.
Стабильный бензин отбирается с низа колонны 59
и передается в блок вторичного фракционирования
в колонны 62 и 68. С верха колонны 62 отводится
фракция н. к. —85 °С, которая направляется в
колонну 68 в качестве парового питания.
Циркулирующая часть фракции н. к. —85 °С поступает в аппарат
воздушного охлаждения 65, далее в холодильник 66,
сборник 67 и насосом 77 подается на орошение
колонны 62. С низа колонны 62 фракция 85—120 °С
(или 85—180 °С) отводится с установки через
теплообменник 61 и аппарат воздушного охлаждения 63.
С верха колонны 68 отводится фракция н. к. —62 °С,
которая поступает в аппарат воздушного охлаждения
69, водяной холодильник 70, сборник 71, откуда
циркулирующая часть подается на орошение
колонны 68, а балансовое количество отводится с
установки. Тепло в низ колонны 68 подводится от
теплообменника 78 за счет тепла дизельного топлива.
Выводимая с низа колонны 68 фракция 62—85 °С
насосом 79 отводится с установки через
теплообменник 60 и аппарат воздушного охлаждения 64.
Давление и температура в основных колоннах:
Номер
колонны
19
30
35
36
48
49
50
Давление
вверху
колонны

(избыточное), МПа
0,4—0,6
0,07—0,10
0,07—0,10
0,07—0,10
7,85—8,85 *
7,85—8,85 *
7,85-8,85 *
Температура, °С
верха
150—170
170—190
180—200
низа
240—250
330—350
200—250
280—300
350—360
260—270
330—350
ввода
сырья
180—250
350—370
380—400
* кПа.
Система создания вакуума. Вакуум в вакуумной
колонне 48 (см. рис. П-3) создается с помощью
системы паровых эжекторов (рис. П-4). По выходе из
водяного конденсатора-холодильника 45 (см. рис.
П-3) газожидкостная смесь поступает в вакуумный
сепаратор /, откуда жидкость (смесь углеводородов и
воды) стекает по вертикальной трубе (длиной более
10 м) в отстойник 2. Газы и воздух отсасываются из
сепаратора / тремя последовательно соединенными
эжекторами 3. Пары и газы после каждого эжектора
поступают в конденсатор 4 (поверхностного типа)
водяного пара. Образующийся конденсат стекает
в отстойник 2. После третьего эжектора и последнего
конденсатора газ отводится из системы и
направляется к форсункам трубчатых печей, где используется
как топливо.
В отстойнике 2 легкий газойль отделяется от воды
и далее насосом 5 откачивается с установки. Водяной
конденсат чаще всего используется для промывки
нефти в блоке ЭЛОУ.
15

•#
Фракция
-^
'керосина
Гудрон ^ L
Фракция
дизельного
топлива
F Масля- i_
мая
(рр акция
Ш Масля- /
на я
срракция
1
Исходная несрть \^|
Г"\
I Масля-\
на я срракция
Вода
В систему
создания
Вакуума
Ь-
'V-с=г
V
£J
ч
flop
г- /
У-
iU jU
{У
56-
Щ,
51
52
53
54
55
РИС. II-3. Технологическая схема высокопроизводительной
38-44, 51-55, 73, 74, 76, 77, 79, 80 -насосы; 2-6, 17, 20, 28, 29, 31, 34, 46, 47rStT 63-65, 69 -аппараты воздушного
70 — водяные конденсаторы-холодильники; 22, 33, 67, 71, 72 — сепараторы-сборники; 23, 27, 56, 75 — печи; 30 — основная атмосферная

?9 30
<Sh
из an. 18
м
23
В an. Ю
" 'i Н
\л
24
SadaYlA^
G?3
4
ii
pi
й
/7(7/7
,?5,?6 27 Jfl J9
flff/7. /5
8 an. 3
San. 7
в an. 56
w
A
4/
42 43
A
44
установки первичной переработки нефти:
охлаждения; 7—13, IS, 16, 18, 60, 61, 78 — теплообменники; 14 — электродегидраторы; 19 — колонна отбензинивания нефти; 21л 32, 37.
колонна; 35, 36, 49, 50 — отпарные колонны; 48 — вакуумная колонна; 59 —стабилизатор; 62—68 — колонны вторичного фракционирования бензина.
2 Под ред. Б. И. Бондаренко
г~——
17
Jfe

Вода холодная
изапЛЙ
(рис. S-J)
РИС. 11-4. Система создания вакуума:
/ — вакуумный сепаратор; 2 — отстойник; 3 — эжекторы; 4 —
конденсатор; 5 — насос.
Установка вторичной перегонки
бензинового дистиллята
Вторичная перегонка бензинового дистиллята,
представляет собой либо самостоятельный процесс,
либо является частью комбинированной установки,
входящей в состав нефтеперерабатывающего завода.
На современных заводах установки вторичной
перегонки бензинового дистиллята предназначены для
получения из него узких фракций. Эти фракции
используют в дальнейшем как сырье каталитического
риформинга — процесса, в результате которого
получают индивидуальные ароматические
углеводороды — бензол, толуол, ксилолы, либо бензин с более
высоким октановым числом. При производстве
ароматических углеводородов исходный бензиновый
дистиллят разделяют на фракции с температурами
выкипания: 62—85 °С (бензольную), 85—115 (120) °С
(толуольную) и 115 (120)—140 СС (ксилольную).
Технологическая схема одной из существующих
установок вторичной перегонки бензина приведена
на рис. П-5. Бензиновый дистиллят широкого
фракционного состава, например от температуры начала
кипения и до 180 °С, насосом 37 прокачивается через
теплообменники 24, 31 и 34 и подается в первый
змеевик печи 4, а затем в ректификационную колонну 3.
Головной продукт этой колонны — фракция н. к. —
85 °С, пройдя аппарат воздушного охлаждения 5
и холодильник 6, поступает в приемник 7. Часть
конденсата насосом 8 подается как орошение на верх
колонны 3, а остальное количество — в колонну 9.
Снабжение теплом нижней части колонны 3
осуществляется циркулирующей флегмой (фракция 85—
180 °С), прокачиваемой насосом 2 через второй
змеевик печи 4 и подается в низ колонны 3. Остаток
с низа колонны 3 направляется насосом 1 в колонну
20.
Уходящие с верха колонны 9 пары головной
фракции (н. к. — 62 °С) конденсируются в аппарате
воздушного охлаждения 10; конденсат, охлажденный
18
в водяном холодильнике 11, собирается в приемнике
12. Отсюда конденсат насосом 13 направляется в
резервуар, а часть фракции служит орошением для
колонны 9. Остаточный продукт — фракция 62—
85 °С — по выходе из колонны 9 снизу направляется
насосом 16 через теплообменник 28 и холодильники
29 и 30 в резервуар. В качестве верхнего продукта
колонны 20 получают фракцию 85—120 °С, которая,
пройдя аппараты 21 и 22, поступает в приемник 23.
Часть конденсата возвращается на верх колонны 20
в качестве орошения, а балансовое его количество
отводится с установки насосом 24 в резервуар.
Фракция 120—140 °С отбирается из внешней
отпарной колонны 25 снизу насосом 27. Эта фракция
после охлаждения в теплообменнике 31 и аппаратах
32 и 33 поступает в резервуар.
Нижний продукт колонны 20 — фракция 140—
180 °С — также направляется в резервуар насосом
17 через теплообменник 34 и аппараты 35 и 36.
Тепло, необходимое для работы отгонных секций
ректификационных колонн 9 и 20, сообщается
соответственно кипятильниками 14 и 19, Внешняя отпар-
ная секция 25 обслуживается кипятильником 26.
В кипятильники 14 и 19 соответствующие рецирку-
ляты подаются насосами 15 и 18. Теплоносителем для
кипятильников является водяной пар.
В каждой ректификационной колонне по 60
тарелок.
Температура и давление в основных аппаратах
установки:
Температура. °С
в колонне 3
верх 104
низ 170
в колонне 9
верх 78
низ 122
в колонне 20
верх 105
низ 168
вывода фракции 120—140 °С . . 130
Давление, МПа
в колонне 3 0,23—0,28
в колонне 9 0,18—0,22
в колонне 20 . 0,02—0,06
Материальный баланс установки зависит от
потенциального содержания узких фракций в бензиновом
дистилляте, а также от четкости ректификации.
Ниже приведен материальный баланс установки
вторичной перегонки бензинового дистиллята
(н. к. — 180 °С) ромашкинской нефти:
Взято, % (масс.)
Сырье (н. к.—180 °С> 100,0
Итого 100,0
Получено, % (масс.)
Головная фракция (н. к. — 62 СС) 10,6
Бензольная фракция (62—85 СС) 14,4
Толуольная фракция (85—120 °С) 23,2
Ксилольная фракция (120—140 °С) 17,2
Остаток (140—180 °С) 33,9
Потери 0,7
Итого 100,0
Рассмотренная схема установки вторичной
перегонки — одна из реализованных на
нефтеперерабатывающем заводе [3].

^L
Вода
e
21 . 22
*н
Орошение f\
— CXI ш-KJ
Вода
12
GEE
Ж
Л
Вода
Фракция
н.к.-£2°С~
23
13
w
6
X
Орошение (и~~ ?/,
Фракция 85-120°С
Пар
W
15
<У сУ(У
/6 17 18
19
<ь
*\
77
от
, 120-IWC
Вода
35 v Jfi
~whieo°c
Вода
Бензиновый
дистиллят.
37
РИС. II-5. Технологическая схема установки вторичной перегонки бензинового дистиллята:
/, 2, 8, 13, 15 — 18, 24, 27, 37 — насосы; 3,9, 20 — колонны; 4 — трубчатая печь; 5, 10, 21 — аппараты воздушного охлаждения; 6, 11.
22, 29, 30, 32, 33, 35, 36 — холодильники; 7, 12, 23 — приемники; 14, 19, 26 — кипятильники; 25 — отпарная колонна; 28, 31, 34 —
теплообменники.
Атмосферно-вакуумная установка
с секцией вторичной перегонки бензина
На атмосферно-вакуумной установке с секцией
вторичной перегонки бензина перегоняют нефть и
мазут на фракции и получают узкие бензиновые
фракции, используемые далее в качестве сырья для
производства ароматических углеводородов. Сырьем
установки служит обессоленная и обезвоженная
нефть. Установки данного типа проектируются на
разные мощности: 1, 2, 3 и 6 млн. т перерабатываемой
нефти в год. Установка включает следующие секции:
блок частичного отбензинивания нефти, так
называемая предварительная эвапорация; блок атмосферной
перегонки нефти; блок стабилизации бензина; блок
вторичной перегонки бензина на узкие фракции;
вакуумная перегонка мазута с целью получения
широкой масляной фракции — вакуумного дистиллята.
Технологическая схема установки представлена на
рис. 11-6.
Обессоленная и обезвоженная нефть насосом
прокачивается через группу теплообменников 9, 11, 27,
23, 67, 69, 65, 74 и с температурой 210 °С поступает
в колонну предварительного испарения (эвапоратор)
8 (на схеме не показан ход нефти через теплообмен-
ные аппараты в связи со сложностью обвязки).
Фракция н. к. — 100 °С уходит с верха колонны и,
пройдя через аппарат воздушного охлаждения 7
и холодильник 6, поступает в сборник 5. Часть этой
фракции насосом 4 подается в качестве орошения
в колонну, а избыток — в сборник 18. В низ колонны
8 подводится тепло за счет циркуляции остатка
насосом / через секцию печи 2.
Частично отбензиненная нефть с низа колонны 8
забирается насосом 3, прокачивается через второй
змеевик печи 2 и подается в основную атмосферную
колонну 20. Верхний продукт этой колонны (фракция
100—180 °С) после охлаждения и конденсации
поступает в сборник 18, где смешивается с верхним
продуктом колонны 8. Из сборника 18 фракция н. к.
—180 °С забирается насосом 19 и подается на
стабилизацию в колонну 29.
В виде боковых погонов колонны 20 отбираются
флегмы в отпарные колонны 21 и 22,в низ которых
подается водяной пар. Фракция 180—240 °С с низа
колонны 21 прокачивается насосом 26 через
теплообменник 27 и аппарат воздушного охлаждения 28
и выводится с установки в резервуар. Верхнее и
нижнее циркуляционные орошения осуществляются
соответственно насосом 13 через теплообменник 9
и холодильник 10, насосом 14 через аппараты // и 12
и возвращаются на лежащие выше тарелки колонны
20. Остаток — фракция выше 350 °С (мазут) —
забирается насосом 15 с низа колонны 20 и направляется
в змеевики печи 61. В низ стабилизационной колонны
29 сообщается тепло за счет циркуляции остатка
насосом 35 через змеевик печи 34. Верх колонны 29
покидают газы, конденсирующиеся и охлаждающиеся
в аппаратах 30 и 31. Они поступают в сборник 32,
откуда часть газов уходит в линию сухого газа.
2*
19

фракция
1вО-240°С
Сжиженный газ
[Вода
J±>
r#^Sh
j ^ si
Нефть обессоленная,
обезвоженная.
нагретая
©■
■■ 3
17
Вода
j \ 11
Вода
-ь
27 2В
31
20
[Ш]
j \ c^ I n—/ ч- / t->J
Ф
(SL
-.27
rsL
z?
1П=
!
йап.61
t
ZJ ' 24
Г#""^1
13
И 15
25 2Б
©J
•?9Ч
Ша
32
3
JJ
0 0/7. 39
Фракция
240-350"С
1
©1
34
■38
6 an. 58
35
36
J7
РИС. 11-6. Схема атмосферно-вакуумной установки с
Л 3, 4, 13—15, 19. 25, 26, 33, 35—37, 42, 44. 45, 49. 56, 59. 60, 71—73 — насосы; 2, 34, 61 —трубчатые печи; 5, 18, 32, 41, 48, 55 —
лаждения; 8, 20, 29, 38, 43, 52. 64 — ректификационные колонны; 9, 11, 23, 27, 58. 65, 67, 69, 74 — теп
Сжиженный газ забирается из сборника 32 насосом
33 и подается на орошение колонны 29; избыток его
выводится с установки в товарный сборник. Остаток
колонны 29 — стабильный продукт — с низа
колонны подается на блок вторичной перегонки
(колонны 38, 43, 52 и 64). В колонне 38 бензин
разделяется на верхний и нижний продукты •—
соответственно фракции н. к. — 85 °С и 85—180 °С.
Фракция н. к. — 85 °С забирается из сборника 41 насосом
42 и возвращается как орошение в колонну 38,
а избыток этой фракции подается в колонну 43, где
она разделяется на фракции н. к. — 62 °С и 62—
85 °С.
В низ колонны 38 тепло сообщается циркуляцией
остатка насосом 36 через змеевик печи 34. Насосом 37
фракция 85—180 °С забирается с низа колонны 38 и
подается в колонну 52, где разделяется на фракции
85—120 °С (верхний продукт), 120—140 СС
(промежуточная фракция) и 140—180 °С (нижний продукт).
Боковой погон колонны 52 направляется в отпарную
колонну 57, с низа которой фракция 120—140 °С
забирается насосом 60, прокачивается через аппарат
воздушного охлаждения 62 и выводится с установки
в резервуар. Тепло в низ колонны 52 сообщается
циркуляцией остатка (фракция 140—180 °С) насосом
44 через змеевик печи 34.
Мазут, нагретый в змеевиках печи 61, подается
в вакуумную колонну 64. Из вакуумной колонны
насосом 72 отбирается широкая масляная фракция
(350—460 °С), которая прокачивается через аппараты
69 и 70 и выводится с установки в резервуар. В низ
колонны 64 подается водяной пар, а вакуум создается
с помощью вакуум-создающего устройства 63. Оста^
ток выше 460 °С (гудрон) забирается из вакуумной
колонны 64 снизу насосом 73, прокачивается через
аппараты 74 и 75 и выводится с установки.
Температура и давление в основных аппаратах
установки:
Температура, СС
сырья на входе в колонну 8 210
верха колонны 8 80
верха колонны 20 НО
низа колонны 29 140
верха колонны 29 60
. продукта на выходе из печи 2 340
продукта на выходе из печи 61 . 410
Давление избыточное, МПа
в колонне 5 (наверху). 0,15
в колонне 20 (наверху) 0,08
в колонне 29 (наверху) 0,8
остаточное в колонне 64 (наверху) * 6,67
* кПа.
Основные продукты и их выход (% масс, на
ромашкинскую нефть) приведены ниже:
Cvxofl газ 1,0 Фракция 180—240 . . 9,9
Фракция н. к.—62 °С 1,2 Фракция 240—350 °С 17,0
Фракция 62—85 °С 2,7 Фракция 350—460 °С 17,8
Фракция 85—120 °С 4,3 Остаток >460 °С . . 35,8
Фракция 120—140 °С 3,2 Потери 0,7
Фракция 140—180 °С 6,4
Побочные продукты используются следующим
образом: фракция н. к. — 62 °С — компонент
автобензина либо сырье установки изомеризации, сухой
газ — в качестве топлива на установке, фракция
140—180 °С — компонент авиакеросина, остаток
>460 °С — сырье для получения окисленных
битумов, либо для установки коксования, либо для
получения остаточных масел.
20

?ращия Фракция
в5-120°С 120-М0°С
Г#^'
67 68
L
Фракция М0-180°С
Фракция до 350°С _
В9^ ' 70
S Фракция 35fl-4S0°C
Остаток более 450 С
72 73
секцией вторичной перегонки бензинового дистиллята:
сборники; 6, 10, 17, 31, 40, 47, 54 — холодильники; 7, 12, 16, 24, 28, 30, 39, 46. 50, 53, 62, 66, 68, 70, 75 — аппараты воздушного ох-
лообменники; 21, 22, 57 — отпарные колонны; 51 — кипятильник; 63 — вакуум-создающее устройство.
Установка двухступенчатой вакуумной
перегонки мазута
Назначение установки двухступенчатой
вакуумной перегонки мазута — производство масляных
дистиллятов менее широкого фракционного состава
по сравнению с получаемыми на одноступенчатых
установках. Согласно проекту, выполненному
институтом Гипрогрознефть, из I ступени — из вакуумной
фракционирующей колонны — отводятся соляр,
гудрон и масляный дистиллят широкого
фракционного состава (350—575 °С). Масляный дистиллят во
II ступени разделяется на три целевых дистиллята:
парафинистый (350—460 °С), автоловый (в основном
фракция 460—490 СС) и цилиндровый (начало
кипения около 490 °С) [4].
Технологическая схема представлена на рис. П-7.
Мазут, нагнетаемый насосом 33, до поступления
в змеевики печи 3 нагревается вначале дистиллятами
(теплообменники 29, 28 и 22 — первый поток мазута;
25 и 24 — второй поток), а затем гудроном в
теплообменниках 1 и 2.
Вакуумная колонна 6 служит для разделения
мазута на соляр, масляный дистиллят широкого
фракционного состава, который собирается в
вакуумном приемнике 7, и гудрон, выводимый из колонны
насосом 5. Приемник 7 снабжен уравнительной
линией (*-*). Соляр, отводимый с полуглухой тарелки
насосом 4, проходит последовательно теплообменник
29 и холодильник 32. После охлаждения часть его
возвращается в верхнюю зону колонны 6, а избыток
направляется в резервуар (на схеме не показан).
Масляный дистиллят забирается насосом 8 и как
теплоноситель прокачивается через аппараты:
теплообменник 28, паровой котел-утилизатор'2.3 и
подогреватель теплофикационной воды 21. По выходе из
холодильника 20 этот рециркулят поступает в
среднюю зону колонны 6. Балансовое количество
масляного дистиллята широкого фракционного состава из
приемника 7 насосом 9 направляется через змеевики
печи 10 в вакуумную колонну 13.
Продуктами этой колонны являются:
парафинистый дистиллят, собирающийся на полуглухой
тарелке, автоловый дистиллят, отводимый насосом 17
из отпарной выносной секции (колонны 14) и
цилиндровый дистиллят, направляемый насосом 15 вначале
в теплообменник 24, а затем в котел-утилизатор 26
и холодильник 27.
Рециркулирующая часть автолового дистиллята,
забираемая насосом 16, охлаждается в аппаратах
11 и 12 и подается тремя потоками в среднюю зону
колонны 13. Балансовое количество автолового
дистиллята насосом 17 направляется через
теплообменник 22, котел-утилизатор 30 и холодильник 31
в резервуар.
Отводимый из колонны 13 насосом 18
парафинистый дистиллят, пройдя последовательно
теплообменник 25, водоподогреватель 34 и холодильник 35,
частично возвращается как орошение в верхнюю
часть этой же колонны, а избыток выводится с
установки в резервуар. Гудрон до вывода его с установки
через холодильник погружного типа 19 отдает свое
тепло мазуту в теплообменниках 1 и 2.
В отпарные секции вводится водяной пар.
Предусмотрена его подача и в радиантные змеевики
печей. Котлы-утилизаторы рассчитаны для
производства водяного пара давлением 0,6 МПа, который
далее перегревается горячими газами.
21

вакуум-системе
WSh
Вода Автоловый
дистиллят
Вода
РИС. 11-7. Технологическая схема двухступенчатой установки вакуумной перегонки мазута:
/, 2, 22, 24, 25, 28, 29 — теплоабменики; 3, 10 — трубчатые печи; 4, 5, 8, 9, 15—17, 18, 33 — насосы; 6, 13 — вакуумные колонны; 7 —
вакуумный приемник; 11, 23, 26, 30 — котлы-утилизаторы; 12, 19, 20, 21, 31, 32, 35 — холодильники; 14 — отпарная колонна; 21, 34 —
подогреватели.
Максимальна^ температура нагрева сырья в печи
3 — 435 °С и в печи 10 — 385 °С (без ввода в змеевики
печи водяного пара). Выходы дистиллятов и гудрона
зависят от качества сырья и четкости разделения.
Ниже приведен режим работы колонн:
Показатели
Остаточное давление, кПа
верх колонны . . .
зона ввода сырья
Температура, °С
верха
низа
Число тарелок в колонне
Колонна 6 Колонна 13 Колонна 14
5,33
13,33
70—90
390
20
5,33
14,53
90
340
26
320
5
В отдельных случаях для дистиллятов не
исключается применение аппаратов воздушного
охлаждения. Встречаются и другие схемы двухступенчатой
установки для разделения мазута под вакуумом.
Так, ректификационные колонны могут быть связаны
не по масляному дистилляту, как показано на схеме,
а по полугудрону [51; или вакуумная установка
может быть дополнена эвапоратором низкого
давления для извлечения из гудрона дополнительного
количества дистиллята [61.
Установка вакуумной перегонки для разделения
масляных фракций, гачей и петролатумов
Вторичная перегонка осуществляется для
приведения в соответствие с требованиями стандарта
показателей качества вырабатываемого продукта или
для более успешного проведения последующих
процессов переработки: обезмасливания гачей,
гидроочистки парафина-сырца и др. [7, 8].
Данная установка в цехах производства
нефтяных масел и твердых углеводородов служит для
проведения следующих операций:
выделения из остаточного депарафинированного
■рафината головных фракций с целью повышения
вязкости и температуры вспышки получаемого
остаточного нефтяного масла;
разделения масляного дистиллята широкого
фракционного состава на два или три компонента разной
вязкости;
концентрации петролатумов за счет удаления из
них головной фракции;
разделения гача широкого фракционного состава
на легкую (например, фракцию с пределами кипения
350—470 °С) и тяжелую части с целью исключения
перед обезмасливанием высококипящих аромати-
22

Охлаждающая вода
I
Водяной пар
Газы и водяной, пар
. 'Вода и конденсат
(околодец или приемник)
Нижняя .
_ фракция
■ Верхняя
Промежуточная срракция
S"?5 фракция'
РИС. 11-8. Технологическая схема вакуумной установки вторичной перегонки:
/ — трубчатая печь; 2 — вакуумная колонна; 3, 11, 12, 13, 15 — насосы; 4,5 — вакуумные приемники; 6 — барометрический конденсатор;
7 — двухступенчатая вакуумная пароэжекторная система; 8 — сборник; 9, 10 — теплообменники; 14, 16, 17 — холодильники.
ческих углеводородов и асфальтено-смолистых
веществ.
Технологическая схема установки приведена на
рис. П-8. Сырье, нагнетаемое насосом 11, перед
входом в вакуумную колонну 2 нагревается в
теплообменниках 10 и 9 и в змеевике печи 1. Получаемые
в колонне 2 верхняя и промежуточная фракции соби-
"раются соответственно в вакуумных приемниках 5
и 4. Верхняя фракция охлаждается в аппаратах 10
и 14 и насосом 13 направляется в сборник орошения
8. Отсюда насосом 12 часть этой фракции подается
на верхнюю тарелку колонны (орошение), а
остальное ее количество откачивается с установки в
резервуар. Промежуточная фракция из приемника 4
охлаждается в холодильнике 16 и насосом 15
выводится с установки.
Нижняя (остаточная) фракция забирается с низа
колонны 2 насосом 3, прокачивается через аппараты
9 и 17 и также отводится с установки.
Вакуум на установке создается двухступенчатым
пароструйным эжектором 7 с межступенчатым
конденсатором. К двухступенчатому эжектору подведен
рабочий водяной пар абсолютным давлением 0,8—
1,0 МПа. Более современные вакуум-создающие
системы с применением конденсатора поверхностного
типа вместо барометрического прямого контакта
рассмотрены в работах БашНИИ НП [3]. Одна из
установок данного типа была реконструирована
с целью повышения отбора гача-ректификата
(промежуточная фракция). При реконструировании
в печи был сооружен вспомогательный змеевик для
нагрева рециркулирующего остаточного продукта
колонны; в потоки сырья и рециркулята (в змеевиках
печи) введен водяной пар; увеличен диаметр транс-
ферной линии.
Режим работы на участке подогрева депарафини-
рованного масла на одной из установок [7]:
Температура масла, °С
после теплообменника 10 125
после теплообменника 9 200
при входе в колонну 2 350
Остаточное давление в колонне (верх), кПа. . . . 8—10
Давление масла перед входом в змеевик печи, МПа . . 0,8
Глава III
Термодеструктивные процессы
Установки висбрекинга тяжелого сырья
Висбрекинг — процесс однократного
термического крекинга тяжелого остаточного сырья,
проводимый в мягких условиях. Типичное сырье
висбрекинга — мазуты, получаемые при атмосферной
перегонке нефтей, или вакуумные гудроны.
Восприимчивость гудрона к висбрекингу тем выше, чем ниже
температура его размягчения и чем меньше асфальте-
нов, нерастворимых в н-пентане [1].
Висбрекинг проводится для производства
преимущественно жидкого котельного топлива пониженной
по сравнению с сырьем вязкости (вариант I), либо с
целью производства в повышенных количествах
газойля—сырья для установок гидрокрекинга и
каталитического крекинга (вариант II). В обоих вариантах
побочными легкими продуктами являются газы и
бензиновые фракции, выход которых обычно не
превышает 3 и 8 % (масс.) на сырье. Проведение процесса в
более жестких условиях, что оценивается по выходу
23

бензина, может приводить к нестабильности топлив,
получаемых смешением остаточного продукта
висбрекинга с другими компонентами тяжелого жидкого
котельного топлива. Нестабильное топливо
расслаивается, в нем образуется осадок [2].
При проведении висбрекинга по варианту I
характерно следующее:
сохранение в составе остаточного продукта
(называемого ниже висбрекинг-мазутом) всех жидких
фракций, кроме бензиновых;
высокий выход висбрекинг-мазута (90—93 %
масс, на сырье);
более низкие по сравнению с сырьем вязкость,
температуры начала кипения и застывания
висбрекинг-мазута;
простота и гибкость технологической схемы
установки, позволяющие перерабатывать остаточное
сырье разного качества. В результате висбрекинга
гудронов значительно сокращается расход
маловязкого дистиллятного разбавителя при приготовлении
котельного топлива. Содержание тяжелых
бензиновых фракций в остаточном продукте висбрекинга
ограничивают, учитывая необходимость получения
топлива с достаточно высокой температурой вспышки.
При проведении висбрекинга по варианту II
установка дополняется вакуумной секцией,
предназначаемой для выделения из висбрекинг-мазута
вакуумного газойля. В результате процесса
потенциальное содержание вакуумного газойля в сырье
повышается на 25—40 % (об.) [3].
На некоторых заводах часть тяжелого остатка,
получаемого по варианту II и являющегося нижним
продуктом вакуумной колонны, используется как
топливо на самих заводах, а избыток после
разбавления маловязким продуктом, например
каталитическим газойлем, направляется в резервуар
товарного мазута нормированной вязкости. Ниже в
качестве примера дана характеристика сырья,
используемого для висбрекинга, выходы продуктов и их
качество, по данным фирмы Lummus [4]:
Показатели Остаток Остаток
атмосферной вакуумной
колонны колонны
Характеристика сырья
плотность при 15 °С, кг/м3 . . . 948,4 1024,6
температура застывания, °С . . 10 49
вязкость кинематическая, мм2/с
при 50 °С 175 1900
при 99 °С . 22 —
Выходы продуктов, % (масс.)
газ 2,5 2,5
нестабильный бензин (к. к.
175 °С)- 7,5 7,5
остаток >177 °С ....... 90,0* 90,0**
Характеристика остатка >177 °С
плотность при 15 °С, кг/м3 . . . 924,8 995,8
температура застывания, СС . . 4,4 40,6
вязкость кинематическая при
99 °С, мм2/с Ю 380
•24,0% (масс.) газойля — фракции 177—343 "С.
•*14,0% (масс.) газойля — фракции 177 —343 *С.
Установка висбрекинга может входить как секция
в состав комбинированной установки, например
атмосферная перегонка нефти -»- висбрекинг
атмосферного мазута -> вакуумная перегонка
висбрекинг-мазута для выделения газойлевых фракций
или висбрекинг атмосферного мазута —»выделение
газойлей (в частности, под вакуумом) —»термический
крекинг смеси газойлей с целью увеличения выхода
керосиновой фракции. Возможны также варианты
установок висбрекинга: на одних нагретое сырье по
выходе из печи направляется в необогреваемый
реактор, где в основном и осуществляется неглубокий
термокрекинг; на других — нагретое сырье
подвергается висбрекингу в обогреваемом змеевике (сокинг-
секция), расположенном во второй топочной камере
трубчатой печи.
Для висбрекинга гудронов условия процесса
такие: температура 460—500°С; давление 1,4—
3,5 МПа. Длительность пребывания сырья в зоне
реакции определяется с помощью уравнения скорости
реакции первого порядка [5]. По данным [1],
требуемый объем реакционной зоны, т. е. того
участка змеевика, где температура сырья превышает
399 СС, составляет 3,6—4,8 м3 на каждые 1000 м3
перерабатываемого жидкого сырья в сутки.
Процесс висбрекинга протекает с поглощением
тепла; теплоты эндотермических реакций неглубокой
формы термического крекинга разных образцов сырья
на 1 кг бензина с концом кипения 225 СС приведены
ниже [61:
Сырье
Мазут бакинской
нефти
Мазут грозненской
нефти
Газойль бакинской
нефти
Дистиллят
парафинистый
Битум парафинистый

Плотность
сырья
при
20 «С.
кг/м3
945
904
853
859
1004
Теплота реакции
при различном выходе
бензина, кДж/кг
5 %
(масс.)
1425
1510
1260
1300
587
ю %
(масс.)
1380
1465
1240
1470
922
15 %
(масс.)
1340
1425
1270
1470
1006
Характеристики сырья и продуктов висбрекинга,
а также выходы продуктов приведены ниже [3, 7]:
Показатели
Выходы продуктов, % (масс.)
сероводород
газы до С4
фракции С5 и Св
фракция С,—185 СС
фракция 185—371 °С
остаток (> 371 °С)
остаток (>185 СС)
Итого
Характери с т и к а
сырья
Плотность при 20 °С, кг/м3
Вязкость кинематическая при
50 °С, мм2/с
Температура застывания, °С
Коксуемость по Конрадсону,
% (масс.)
Содержание, % (масс.)
серы
азота
Характеристика
остаточного
продукта
Начало кинения, °С
Плотность при 20 °С, кг/м3
Вязкость кинематическая при
50 °С, мм2/с
Температура застывания, °С
Содержание серы, % (масс.)
Мазут
легкой

аравийской
нефти
0,2
2,1
1,4
4,7
10,7
80,9
—
100,0
954
480
15
7,6
3,0
0,16
371
968
300
—
3,2
Гудрон
аравий-
0,3
2,2
1,3 1
4,6 /
—
—
91,6
100,0
1022
—
41
20,8
4,0
0,31
185
1020
6000
29
4,0
Полу-
гудрон

ставропольской
нефти
—
0,8
5,6 *
—
—
92.6 **
99,0
918
33,3 ***
49
4,3
0,32
—
180
896
16,8 ***
40
0,20
* Конец кипения 180°С.
** Начало кипения 180°С.
*** При 80 °С.
24

РИС. 111-1.
Технологическая схема висбре-
кинг-установки с
реакционной камерой:
1. 7, 9, 10, 14 — насосы;
2 — трубчатая печь; 3 —
реактор; 4 — редукционный
клапан; 5 — холодильник;
6 — теплообменник; 8 —
фракционирующая колонна;
11 — аппарат воздушного
охлаждения; 12 — водяной
холодильник; 13 —
сепаратор.
Жирный
■ф—-*-
газ
бензиновая
франция
/'•^ Керосиновая фракция
Остаток.
Октановое число бензиновой фракции висбре-
кинга находится в пределах от 58 до 68 (моторный
метод, без присадки). Содержание серы в бензиновых
и керосиновых фракциях существенно ниже, чем
в сырье; однако эти фракции обычно нуждаются
в очистке. Например, подвергая висбрекингу мазут
[мол. масса 407, плотность 938,5 кг/м3; содержание
серы 1,81 % (масс), коксуемость 5,0 %], самотлор-
ской нефти, получали бензин и керосин, содержащие
до очистки 0,7 и 1,0 % (масс.) серы [8].
Висбрекинг-установка с реакционной камерой
(рис. II1-1) [9]. Горячий мазут,"поступающий с
нефтеперегонной установки, подается насосом 1 в змеевик
печи 2. По выходе из печи сырье подвергается
висбрекингу в реакционной камере 3 (реакторе),
работающей при давлении около 1,7 МПа. Полученная смесь
продуктов, пройдя редукционный клапан 4,
направляется далее в фракционирующую колонну 8. До
входа в колонну смесь охлаждается за счет подачи
в линию холодного газойля, нагнетаемого насосом 7,
через теплообменник 6. Остальная часть
охлажденного газойля (рециркулят) возвращается этим же
насосом в среднюю зону колонны 8. Балансовое
количество газойля отводится с установки через
холодильник 5.
Для конденсации бензиновых паров и охлаждения
газов, выходящих из колонны 8 сверху, служит
аппарат воздушного охлаждения 11. После него
смесь проходит водяной холодильник 12. В
горизонтальном сепараторе 13 (он же сборник орошения)
жирные газы отделяются от нестабильного бензина.
Часть бензина подается насосом 14 на верхнюю
тарелку колонны в качестве орошения; остальное
количество отводится с установки.
Легкая керосиновая фракция отбирается из
колонны с промежуточной тарелки и насосом 10
выводится с установки. На некоторых установках эта
фракция предварительно продувается водяным паром
в выносной отпарной колонне.
Описанная установка является частью
комбинированной установки, и с низа колонны 8 остаток —
утяжеленный висбрекинг-мазут — направляется
насосом 9 в вакуумную ступень.
Висбрекинг-установка с сокинг-секцией. Такая
установка отличается от рассмотренной выше
главным образом тем, что процесс висбрекинга в ней
осуществляется в обогреваемом змеевике внутри
печи. Поэтому ниже рассматривается только
нагревательно-реакторная печь (рис. II1-2), по
конструкции подобная описанной в работе [10].
В левой топочной камере вдоль боковых стен и
у потолка расположены нагревательные радиантные
трубы, а в правой топочной камере — радиантные
трубы сокинг-секции, с регулируемым, но
самостоятельным подводом тепла в эту секцию. Уходящие из
топочных камер / и /// дымовые газы поступают через
проемы внизу внутренних стен в конвекционную
камеру II. Здесь восходящий поток дымовых газов
охлаждается, отдавая тепло на нагрев сырья (при
наличии для него конвекционного змеевика),
испарение воды и перегрев водяного пара при размещении
в камере трубчатых элементов парового
котла-утилизатора или пароперегревателя.
Длительность пребывания сырья в сокинг-секции
зависит от его расхода (подачи в змеевик печи),
давления на участке паро- и газообразования,
а также от расхода водяного пара, вводимого в
радиантные трубы. Для подавления реакций смесь,
выходящая из сокинг-секции, охлаждается путем
ввода в нее рециркулирующей жидкости.
Ьодяной пар Дымовые газы
Нагревательный
змеевик.
Сырье
V-
и-
J L
Сок и иг-секция
-о
Топливл
(РГ)
1УГ)
Продукты
висбрекинеа
(РТ)
РИС. III-2. Схема трубчатой печи с сокинг-секцией радиант-
ного типа:
/ — топочная камера с нагревательным змеевиком для сырья; // —
конвекционная камера; /// — топочная камера с сокннг-секцией.
25

Печь оснащена контрольно-измерительными
приборами и регуляторами, такими, как: указатели
температуры (УТ) стенок радиантных труб;
регулятор температуры (РТ) сырья при выходе его из
нагревательного змеевика; регулятор температуры
продуктов висбрекинга при выходе их из сокинг-
секции; регулятор давления (РД) на выводной линии.
С увеличением глубины крекинга сырья и при
перегреве труб усиливается отложение кокса на
внутренней поверхности змеевика сокинг-секции,
что сокращает длительность рабочего пробега печи.
Рекомендуемые значения тепловых напряженности
радиантных поверхностей нагрева (подсчет по
наружному диаметру труб) в печах висбрекинг-установок
следующие: нагревательная секция 102—113
МДж/(м2-ч), сокинг-секция 68—80 МДж/(м2-ч).
Эти значения приемлемы при одностороннем
факельном облучении труб, располагаемых у потолка и
стен с шагом, равным двум диаметрам [11].
Установки деструктивной перегонки
мазутов и гудронов
Процесс деструктивной перегонки мазутов
разработан ГрозНИИ для увеличения ресурсов газойле-
вых фракций — сырья для установок
каталитического крекинга. Особенность процесса — сочетание
перегонки сырья с термическим разложением его
смолистого остатка в испарителе. Если бензиновые и
керосиновые фракции образуются в основном в
змеевике печи, то газойлевые фракции — в испарителе,
работающем при сравнительно умеренной (420—
425 °С) температуре и невысоком избыточном
давлении. Длительность пребывания крекируемой
жидкости в испарителе составляет примерно 1,5 ч.
Температура сырья на выходе из печи равна 460—475 °С.
Установка непрерывного действия с однократным
пропуском сырья состоит из высокотемпературной
секции, которая включает нагревательную печь и
испаритель, и секций фракционирования и
охлаждения (рис. Ш-3).
. Мазут, поступающий с нефтеперегонной
установки, насосом 8 через теплообменники 6 и 5 подается
в змеевик печи 2. Пройдя по конвекционным трубам
змеевика, мазут поступает в радиантные трубы
(двухрядный экран). Во второй ряд радиантных труб
вводится перегретый водяной пар. По выходе из
радиантного змеевика смесь подается в нижнюю часть
испарителя 3; туда же, но ниже ввода сырья подается
и перегретый водяной пар. В испарителе 3 смесь
разделяется на паровую и жидкую фазы. Объем
испарителя достаточен для длительного пребывания
в нем жидкости, продуваемой перегретым водяным
паром.
С целью уменьшения вязкости тяжелого остатка,
отводимого из испарителя поршневым насосом 4,
предусмотрена возможность добавления разбавителя
к сырью с помощью насоса 2. В качестве разбавителя
используется часть получаемой на установке
дизельной фракции, предварительно охлажденной.
Выходящая из испарителя сверху смесь паров с небольшим
количеством крекинг-газов является теплоносителем
в теплообменнике 5; отсюда углеводородный
конденсат, газы и пары поступают под нижнюю тарелку
ректификационной колонны 9. Между 6 и 7-й
тарелками этой колонны расположено внутреннее днище.
Достигнув его, восходящий поток паров
направляется в теплообменник 6. Образующаяся здесь жидкая
флегма стекает на 5-ую тарелку колонны, а пары
вводятся под 7-ую тарелку. Общее число тарелок
в колонне — 15.
Нижний продукт колонны представляет собой
газойль с началом кипения около 340 °С. Фракция
дизельного топлива до вывода ее из отпарной
колонны 10 продувается на шести тарелках водяным
паром.
На схеме не показаны другие аппараты секции
фракционирования, такие как
конденсатор-холодильник для выходящих из колонны 9 сверху паров
в смеси с газами и приемник орошения.
Для процесса деструктивной перегонки
термического крекинга мазута была приспособлена одна
из установок типа «Винклер—Кох». Недостатком
рассмотренной схемы, но не процесса является весьма
слабое использование вторичного тепла, особенно
тепла тяжелого остатка, откачиваемого из испари-
»~Пары 5ензина.
и Воды, газы
Разбабитель
^Tn^J
7-х-
10
Пар
Фракция
дизельного
топлива
Тяжепый.
астатом
Мазуп
Газойль
РИС. III-3. Технологическая схема установки деструктивной перегонки мазута:
/ — трубчатая печь; 2,8 — насосы; 3 — испаритель; 4 — поршневой насос; 5,6 — теплообменники; 7 — холодильник; S — ректификационная
колонка; 10 — отпарная колонна.
26

теля. При высокой температуре исходного мазута
его можно направлять, минуя теплообменники,
непосредственно в змеевик печи. В этом случае
необходимо пересмотреть схемы, в частности, с целью
рационального использования избыточного тепла и
теплообменных аппаратов.
Ниже приведен режим работы установки при
деструктивной перегонке сернистого мазута
(плотность при 20 "С 942 кг/м3; коксуемость 9,5 % масс,
содержание серы 2 % масс, и фракций до 350 °С —
4,7 % масс):
Температура сырья на выходе из печи, °С. . . . 460—475
Расход водяного пара, % (масс.) на мазут
в радиантмые трубы 1,5—2,0
в низ испарителя 5,5—7,0
Длительность пребывания остатка в испарителе,
мин 40—120
Избыточное давление в испарителе, МПа .... 0,2—0,3
Скорость паров в испарителе, м/с яа0,26
Удельная тепловая напряженность радиантных труб
печи, МДж/(ма-ч) 67,0—71,2
Выходы продуктов при обычной и деструктивной
перегонке сернистого мазута (плотностью 942 кг/м3,
2 % масс, серы) даны ниже в % (масс.) [12]:
Выход, % (масс.) Обычная Деструктивная
перегонка перегонка
Газ —
Бензин (к. к. 205 °С)
Фракция 205—350 °С 4,7
Фракция 350—550 °С 51,9*
Остаток > 550 °С 43,4
Итого: 100,0 100,00
1,70
3,84
11,83
60,39 **
22 24 ***
* Плотность 906 кг/м3.
** Плотность 914 кг/м3, бромное число 8,5, коксуемость
0,96 % (масс).
*** Плотность около 1050 кг/м3.
Таким образом, выход дистиллятов увеличился
с 56,6 при обычной перегонке до 76,06 % (масс.)
при деструктивной.
Установка термического крекинга
для производства термогазойля
Основное назначение процесса термического
крекинга — производство сырья для технического
углерода. В качестве сырья используют смесь тяжелых
каталитических газойлей и дистиллятных
экстрактов, получаемых при селективной очистке масел.
Помимо целевого продукта — термогазойля
(фракция 200—480 °С) -^ получают также газ, бензиновую
фракцию и крекинг-остаток. Серийный термогазойль
получают по схеме, не предусматривающей
фракционирования в вакууме.
Основными показателями качества термогазойля
являются индекс корреляции, содержание серы,
коксуемость, фракционный состав," вязкость и
температура застывания [13].
Установка состоит из следующих секций:
реакторное отделение, включающее печи крекинга
легкого и тяжелого сырья и выносную реакционную
камеру;
отделение разделения продуктов реакции, которое
включает испарители высокого и низкого давления
для отделения крекинг-остатка, вакуумную колонну
для дополнительного отпаривания крекинг-остатка
с целью увеличения выхода термогазойля,
комбинированную колонну для загрузки печей тяжелого и
легкого сырья и газосепаратора для отделения газа
от нестабильного бензина;
отделение теплообменной аппаратуры, которое
состоит из сырьевых теплообменников типа «труба
в трубе», погружных конденсаторов-холодильников,
водяных холодильников термогазойля и крекинг-
остатка.
Технологическая схема установки представлена
на рис. 111-4. Сырье из резервуарного парка насосом
/ прокачивается через теплообменники 20 (на схеме
показан один), где подогревается за счет тепла
крекинг-остатка. Нагретое в теплообменниках сырье
двумя потоками подается в нижнюю секцию
ректификационной колонны 11.
Колонна 11 разделена полуглухой тарелкой на
две части: пары из нижней части переходят в
верхнюю, а жидкость из верхней части накапливается
в аккумуляторе (кармане) внутри колонны.
Отсюда жидкость (легкая часть сырья) забирается
насосом 9 и подается в змеевики печи Л. А с низа
колонны 11 тяжелая часть сырья забирается насосом
10 и подается в змеевики печи 2.
Продукты крекинга по выходе из змеевиков печей
2 и 3 поступают в выносную реакционную камеру 4,
откуда переходят в испаритель высокого давления 7.
Здесь от смеси отделяется жидкий крекинг-остаток,
который затем через редукционный клапан поступает
в испарительную колонну низкого давления 12
(испаритель).
Газы и пары по выходе из верхней части
испарителя 7 направляются в низ колонны //, с верха
которой, уходят бензиновая фракция и газ. Пары
конденсируются, и смесь охлаждается в холодильнике-
конденсаторе 6. Далее газожидкостная смесь
разделяется в газосепараторе 5 на газ и бензиновую
фракцию. Газ поступает на ГФУ, а балансовое количество
бензина — на стабилизацию. Насосом 8 бензин-
орошение подается на верхнюю тарелку колонны 11.
В колонне 12 в результате снижения давления из
крекинг-остатка выделяются газойлевые фракции;
несконденсированные пары из колонны 12
направляются в холодильник-конденсатор 13, и конденсат
собирается в приемнике 14. Отсюда часть конденсата
насосом 15 возвращается в колонну 12 в качестве
орошения, а балансовое его количество выводится
с установки. Крекинг-остаток подается насосом 16
в вакуумную колонну 17. Целевой продукт —■
термогазойль — выводится как промежуточный продукт
с 17-й тарелки вакуумной колонны 17.
Во избежание коксования крекинг-остатка и для
улучшения транспортирования его разбавляют менее
вязким продуктом. Крекинг-остаток можно
использовать в производстве битумов, а также как
связующее вещество при брикетировании углей. Выход
термогазойля на сырье вакуумной колонны
составляет около 72 % (масс).
Некоторые установки термического крекинга по
получению термогазойля работают по схеме,
отличной от описанной [14]. Целевой продукт отбирается
из колонны 12, выход термогазойля в этом случае
составляет 24—27 % (масс). При индексе
корреляции 95—100.
27

Газы и водяной пар к вакуум-системе
/ й я
РИС. 111-4. Технологическая схема установки термического крекинга для производства вакуумного термического газойля:
/, 16, 18 — поршневые насосы; 2,3 — трубчатые печи; 4 — реакционная камера; 5, 14 — газосепараторы; 6, 13 — холодильники-конденсаторы
7 — испаритель высокого давления; 8 — 10, 15, 19, 24 — насосы центробежные; //, 17 — ректификационные колонны; 11 — испаритель низкого
давления; 20 — теплообменник; 21—23 — холодильники.
Режим работы основных аппаратов:
Аппарат Температура, Давление,
°С МПа
Печь 2
вход 390—410 5,0—5,6
выход 490—500 2,2—2,8
Печь 3
вход 290—320 5,0—6,6
выход 530—550 2,3—2,9
Реакционная камора 4
верх 495—500 2,0—2,6
низ 460—470 —
Испаритель высокого давления 7
верх 450—460 1,0—1,3
низ ... ■ 430—440 —
Ректификационная колонна //
верх 180—220 —
аккумулятор 300—330 0,9—1,3
низ . ' 390—410 —
Испарительная колонна низкого
давления 12
верх 170—200 —
низ 400—415 0,25—0,40
Вакуумная колонна 17
вход 305—345 0,007—0,013
верх 70—90 —
низ 300—320 —
Материальный баланс установки при получении
серийного I и вакуумного II термогазойля дан ниже:
I
Взято, % (масс.)
сырье (смесь 1:1) 100,0
Итого 100,0
Получено, % (масс.)
Газ 5,0
Головная фракция стабилизации . . 1,3
Бензиновая фракция 20,1
II
100,0
100,0
Термогазойль 24,2 ,, 52,6
Крекинг-остаток 48,3 19,9
Потери 1,1 1,1
Итого 100,0 100,0
Характеристика исходного сырья процесса
термического крекинга при получении термогазойля:
5,0
1,3
20,1
Показатели
Плотность при 20 °С, кг/м'
Коэффициент преломления при
20 "С
Молекулярная масса
Фракционный состав, °С
н. к.
5 Го
50 %
90 %
95%
к. к.
Содержание серы, % (масс.)
Коксуемость, % (масс.)
Вязкость кинематическая при
50 °С, мм2/с
Температура застывания, °С
Групповой состав, % (масс.)
парафино-нафтеновые
ароматические
легкие
средние
тяжелые
смолистые вещества
~ сч
; ж я
3 s *
Легкая
газойля
ческого
909,0
1,5236
234
204
228
348
383
397
403
1,20
0,004
4,24
14
49,5
50,0
10,7
8,2
31,1
0,5
0
SS
=* £ а
* 5«
■ей§
„в"
Тяжела
газойля
СКОГО К]
943,2
1,5479
260
273
286
372
385
407
430
1,64
0,12
7,87
22
34,5
64,5
8,0
9,1
47,4
1,0
« .
s§&
•ж s ч
3 м о
я а со
S ч s
к си
Дистилл
стракт с
оч истки
ИОЛОМ
962,1
1,5480
275
337
351
381
431 '
444
—
3,50
0,30
6,74
—
10,0
84,5
16,9
28,1
39,5
5,5
28

Свойства и состав термогазойлей:
Показатели
Плотность при 20 °С,
кг/м3
Коэффициент
преломления при 20 °С
Молекулярная масса
Фракционный состав,
°С
н. к.
5%
50 %
95%
к. к.
Коксуемость, %
(масс.)
Вязкость
кинематическая при 50 °С,
мм2/с
Температура
застывания, ° С
Зольность, % (масс.)
Коэффициент арома-
тизованности
Индекс корреляции
Групповой состав,
% (масс.)
парафино-нафте-
новые
ароматические
легкие
средние
тяжелые
смолистые
вещества
Термогазойль
серийный

сернистый
993,0
1,5770
234
208
262
358
450
484
0,84
9,86
10
0,008
136
90
22,0
75,5
5,2
13.3
57,0
2,5

малосернистый
990,5
1,5875
230
191
280
352
467
500
0,80
15,00
14
0,009
148
90
21,8
77,1
5,5
6,5
65,1
1,1
гидроочи-
щенный
994,5
1,5834
226
210
240
350
449
460
0,35
11,45
6
0,003
147
91
18,4
79,7
12,0
15,6
52,1
1,9

вакуумный
1028,0
1,5985
246
242
302
393
497
499
0,90
22,30
10
0,011
170
105
13,2
83,4
6,1
12,9
64,4
3,4
Установка замедленного коксования
в необогреваемых камерах
Процесс замедленного коксования в необогревае-
мых камерах предназначен для получения
крупнокускового нефтяного кокса как основного целевого
продукта, а также легкого и тяжелого газойлей,
бензина и газа. Сырьем для коксования служат
малосернистые атмосферные и вакуумные нефтяные
остатки, сланцевая смола, тяжелые нефти из битуминозных
песков, каменноугольный деготь и гильсонит. Эти
виды сырья дают губчатый кокс. Для получения
высококачественного игольчатого кокса используют
более термически стойкое ароматизированное сырье,
например смолу пиролиза, крекинг-остатки и
каталитические газойли.
Основными показателями качества сырья
являются плотность, коксуемость по Конрадсону и
содержание серы. Выход кокса определяется коксуемостью
сырья и практически линейно изменяется в
зависимости от этого показателя. При коксовании в необо-
греваемых камерах остаточного сырья выход кокса
составляет 1,5—1,6 от коксуемости сырья. При
коксовании дистиллятного сырья выход кокса не
соответствует коксуемости сырья, поэтому
составлять материальный баланс расчетным методом для
такого сырья нельзя.
Главным потребителем кокса является
алюминиевая промышленность, где кокс служит
восстановителем (анодная масса) при выплавке алюминия из
алюминиевых руд. Кроме того, кокс используют
в качестве сырья при изготовлении графитированных
электродов для сталеплавильных печей, для
получения карбидов (кальция, кремния) и
сероуглерода.
Основными показателями качества кокса
являются истинная плотность, содержание серы,
зольность и микроструктура. Для игольчатого кокса
истинная плотность должна быть не ниже 2,09 г/см3,
для кокса марки КНПС (пиролизного специального),
используемого в качестве конструкционного
материала, она находится в пределах 2,04—2,08 г/см3
[15].
Содержание серы в коксе почти всегда больше,
чем в остаточном сырье коксования. Из остатков
малосернистых нефтей получают малосернистый кокс,
содержащий, как правило, до 1,5 % (масс.) серы;
кокс из сернистых остатков содержит обычно 2,0—
4,5 % (масс.) серы, а из высокосернистых — более
4,0 % (масс.) [16].
Содержание золы в коксе в значительной мере
зависит от глубины обессоливания нефти перед ее
перегонкой.
В Советском Союзе проектируются и находятся
в эксплуатации установки замедленного коксования
мощностью 300, 600 и 1500 тыс. т сырья в год. На
рис. Ш-5 приведена установка мощностью 600 тыс. т
в год, которая включает реакторный блок, состоящий
из четырех коксовых камер, две трубчатые
нагревательные печи, блок фракционирования и систему
регенерации тепла и охлаждения продуктов
117].
Сырье — гудрон или крекинг-остаток (или их
смесь)— подается насосом / двумя параллельными
потоками в трубы подовых и потолочных экранов
печей 2 и 3, где оно нагревается до 350—380 °С.
Затем сырье поступает в нижнюю часть колонны 9
на верхнюю каскадную тарелку. Сюда же под
нижнюю тарелку поступают горячие газы и пары
продуктов коксования, образующиеся в двух
параллельно работающих камерах 5 (или 5'). В колонне
сырье встречается с восходящим потоком газов и
паров и в результате контакта тяжелые фракции
паров конденсируются и смешиваются с сырьем.
Таким образом, в нижней части колонны образуется
смесь сырья с рециркулятом, обычно называемая
вторичным сырьем. Если в сырье содержались
легкие фракции, то они в результате контакта с
высокотемпературными парами испаряются и уходят
в верхнюю часть колонны 9.
Вторичное сырье с низа колонны 9 забирается
насосом 6 и возвращается в змеевики печи 2 и 3,
в верхние трубы конвекционной секции и правые
подовые и потолочные экраны. Эта часть труб
относится к «реакционному» змеевику, здесь вторичное
сырье нагревается до 490—510 °С. Во избежание
закоксовывания труб этой секции в трубы
потолочного экрана подают перегретый водяной пар, так
называемый турбулизатор, в количестве ^3 %
(масс.) на вторичное сырье. За счет подачи турбули-
затора увеличивается скорость прохождения потока
через реакционный змеевик. Избыток перегретого
водяного пара может подаваться в отпарные колонны
10 и 11.
29

Жирный газ
»■
Сырье 1
ё
Водный конденсат
Пар
Вторичное сырье
ш: I \ I ' ч \.
Lbb ix!L
i^,
HecmaSL гьный
Ur
Тяжелый
.15
РИС. II!-5. Технологическая схема установки замедленного коксования в необогреваемых камерах:
1, 6, 12—15 — насосы; 2,3 — трубчатые печи; 4 — приемник; 5, 5' — камеры замедленного коксования; 7 — четырехходовые краны;
8, 19, 21 — аппараты воздушного охлаждения; 9 — ректификационная колонна; 10, 11 — отпарные колонны; 16 — холодильник; 17 — водогазо-
отделитель; 18, 20 — теплообменники.
Парожидкостная смесь из печей 2 а 3 вводится
параллельными потоками через четырехходовые
краны 7 в две работающие камеры 5; две другие камеры
(5') в это время подготавливают к рабочему периоду
цикла. Горячее сырье подается в камеры вниз и
постепенно заполняет их. Объем камер достаточно
большой (внутренний диаметр 4,6—5,5 м, высота
27—28 м), и время пребывания сырья в них
значительно. Здесь в камерах сырье подвергается
крекингу. Пары продуктов разложения непрерывно
выводятся из камер сверху и поступают в колонну 9,
а тяжелый остаток остается. Жидкий остаток
постепенно превращается в кокс.
В колонне 9 продукты коксования разделяются.
С верха колонны уходят пары бензина и воды,
а также газ коксования. Эти продукты проходят
аппарат воздушного охлаждения 8, затем водяной
холодильник 16 для дополнительного охлаждения и
поступают в водогазоотделитель 17, где разделяются
на водный конденсат, нестабильный бензин и жирный
газ.
Часть нестабильного бензина нагнетается насосом
15 в качестве орошения на верхнюю тарелку колонны
9. Балансовое количество бензина проходит
теплообменник 18, где нагревается за счет тепла легкого
газойля, и передается в секцию стабилизации.
Водный конденсат, отводимый из водогазоотделителя 17,
подается насосом 14 через теплообменник 20 в
пароперегреватели, расположенные в конвекционных
секциях печей 2 и 3.
Легкий и тяжелый газойли, отводимые из отпар-
ных колонн 10 и 11, направляются соответственно
насосами 13 и 12 через теплообменники нагрева
нестабильного бензина 18, водного конденсата 20 и
аппараты воздушного охлаждения 19 и 21 в
резервуары.
После заполнения камер коксом, образующимся
в процессе, камеры отключают и продувают водяным
паром для удаления оставшихся жидких продуктов и
нефтяных паров. Удаляемые продукты поступают
вначале в колонну 9, а затем, когда температура
кокса понизится до 400—405 °С, поток паров
отдувают в приемник 4. Подачу водяного пара
продолжают до снижения температуры кокса до 200 °С,
далее в камеру подают воду до тех пор, пока вновь
подаваемые порции воды, пары которой выходят
в атмосферу, не перестанут испаряться, т. е.
i ока в сливной трубе приемника 4 не появится
г да.
Кокс из камер выгружается гидравлическим
способом — посредством гидрорезаков с использованием
воды давлением 10—15 МПа.
Установка замедленного коксования мощностью
1,5 млн. т сырья в год аналогична описанной, но она
оборудована шестью коксовыми камерами и тремя
трубчатыми печами, каждая из которых обслуживает
две камеры; диаметр камер 7 м, высота 30 м.
Технологический режим установки:
Температура, СС
входа сырья в камеры 490—510
выхода паров из камеры 440—460
Давление в камерах, МПа 0,18—0,60
Кратность циркуляции (на сырье) 0,1 —1,1
Время заполнения камеры коксом, ч #»24
Ниже приведены материальные балансы процесса
коксования, полученные экспериментально (в
лабораторных условиях), для различных видов сырья:
30

Показатели

Характеристика сырья
Плотность при
20 °С,
кг/м3
Коксуемость,
% (масс.)
Содержание
серы, %
(масс.)

Материальный баланс
Взято, %
(масс.)
Сырье
Итого
Получено,
% (масс.)
Газ
Бензин
Легкий газойль
Тяжелый газойль
Кокс
Итого
Гудрон
туймазин-
ской нефти
990
16,0
2,80
100,0
100,0
11,0
16,0
} 49,0
24,0
100,0
Крекинг-
остаток
туйма-
зинской
нефти
1024
23,0
3,30
100,0
100,0
11,0
7,0
} 47,0
35,0
100,0
Гудрон
туркмен -
ской
нефти
968
12,0
0,50
100,0
100,0
14,4
16,8
20,6
32,8
15,4
100,0
Смола
пиролиза
1083
8,6
0,56
100,0
100,0
18,1
0,9
21,1
59,9
100,0
На рис. Ш-6 приведены материальные балансы
процесса замедленного коксования прямогонного
остатка и крекинг-остатка; выходы даны в
зависимости от плотности сырья (при 20°С) коксования.
350 375 1000 1025 1050 375 1000 1025 1050
Плотность сырья, кг/м3 -
РИС. Ш-6. Материальные балансы коксования прямогонного
остатка (а) и крекинг-остатка (б):
/ — газ; 2 — бензин (фр. Cs — 200 °С); 3 — кокс: 4 — остаток выше
200 °С: потери по разности (помимо обычных, также потери, имеющие
место при пропаривании кокса и прогреве коксовых камер).
Установка непрерывного коксования
в псевдоожиженном слое кокса
(термоконтактный крекинг)
Назначением процесса термоконтактного крекинга
(ТК.К.) является получение дистиллятов, богатых
ароматическими углеводородами, и газа,
содержащего до 50 % (об.) непредельных углеводородов.
В качестве сырья используют высокосернистые
нефтяные остатки — гудрон вакуумной перегонки или
мазут атмосферной перегонки.
Процесс может быть направлен на получение
сырья для нефтехимии: увеличенного выхода газа,
более богатого непредельными углеводородами,
жидких продуктов, из которых могут быть выделены
бензол, толуол и нафталин. Тяжелые фракции могут
являться сырьем для производства технического
углерода. В этом случае режим процесса более
жесткий: температура в реакторе 600 °С и коксонагрева-
теле 670—700 °С. Газойли коксования используют
на некоторых заводах (иногда после гидроочистки)
как компоненты сырья установки каталитического
крекинга.
Установка термоконтактного крекинга состоит из
реакторного блока (реактор, коксонагреватель,
сепаратор-холодильник кокса, воздуходувка и др.) и
блока разделения (парциальный конденсатор,
ректификационная колонна, отпарная колонна,
газосепаратор). Технологическая схема установки
представлена на рис. 111-7.
Сырье — гудрон, отводимый с низа вакуумной
колонны, или мазут с низа атмосферной колонны —
подается насосом 14 в реактор // через систему
распылителей 9 (форсуночного типа) под уровень
псевдоожиженного слоя частиц кокса, непрерывно
циркулирующих в реакторном блоке и
обеспечивающих подвод тепла в реактор. Форсунки размещаются
обычно по высоте слоя в несколько ярусов, на
крупных установках их число достигает 100.
Процесс крекинга осуществляется на поверхности
горячих частиц кокса при температуре (600—620 °С).
Продукты коксования — газы и пары — по выходе
из слоя проходят через систему циклонных
сепараторов 12 для отделения коксовой пыли и поступают
в скруббер — парциальный конденсатор 13, который
для уменьшения закоксовывания передаточных
линий расположен непосредственно на реакторе //.
На верх скруббера в качестве орошения подается
охлажденный тяжелый газойль. За счет контакта
паров продукта с тяжелым газойлем конденсируются
наиболее тяжелые компоненты паров.
Сконденсированная смесь (рециркулят) забирается с низа
скруббера 13 и направляется насосом 15 в реактор 11.
Частицы кокса-теплоносителя с отложившимся
на них тонким слоем образовавшегося в процессе
кокса (балансового кокса) опускаются в низ отпарной
секции реактора, при этом они продуваются
встречным потоком водяного пара. Далее они перемещаются
по изогнутому трубопроводу 8 (пневмотранспорт)
в коксонагреватель 5. С помощью воздуходувки /
под распределительную решетку 6 коксонагревателя
подается воздух в объеме, необходимом для нагрева
циркулирующего кокса до заданной температуры.
Кокс нагревается за счет теплоты сгорания части
балансового кокса. Продукты сгорания (дымовые
газы) проходят двухступенчатые циклоны 4, где от
них отделяются мелкие частицы кокса, и поступают
в паровой котел-утилизатор (на схеме не показан).
31

Газы и пары
Дымовые газы
Жирный газ
РИС. III-7. Аппаратурно-технологическая схема установки термоконтактного крекинга в псевдоожиженном слое кокса:
/ — воздуходувка; 2 — топка; 3 — сепаратор-холодильник; 4, 12 — циклоны; 5 — коксонагреватель; 6 — распределительная решетка;
7,\8 — линии пневмотранспорта; 9 — распределители сырья; 10 — линия подачи «горячей струи»; 11 — реактор; 13 — парциальный конденсатор
(скруббер); 14—16. 20, 21, 29 — насосы; 17, 22, 26, ,28 — аппараты воздушного охлаждения; 18 — ректификационная колонна; 19 — отпарная
колонна; 23 — холодильник; 24 — водогазоотделитель; 25 — теплообменник; 27 — парогенератор.
Нагретый в коксонагревателе 5 кокс возвращается
по изогнутому трубопроводу 7 (пневмотранспорт)
в реактор //. Транспортирующей средой также
является водяной пар. Поскольку количество
сжигаемого кокса меньше вновь образующегося, то
избыток его в виде фракции более крупных частиц
непрерывно выводится из системы через сепаратор-
холодильник 3. Менее крупные частицы
возвращаются из сепаратора-холодильника в
коксонагреватель 5. Отделение мелких частиц кокса от крупных
обеспечивается с помощью водяного пара,
подаваемого в низ сепаратора. Выходящий с низа сепаратора
3 кокс транспортируется водяным паром в приемник
(на схеме не показан). Размеры частиц кокса,
циркулирующего в реакторном блоке колеблются в
пределах от 0,075 до 0,300 мм, а частиц балансового
кокса — от 0,4 мм и выше.
Из коксонагревателя 5 к верхнему днищу
реактора 11 по линии 10 подается «горячая струя» частиц
кокса. Таким образом здесь повышается
концентрация частиц кокса в парах: частицы, механически
воздействуя на устья циклонов 12, предотвращают их
закоксовывание.
Пары бензина и воды, а также газ коксования,
выходящие с верха колонны 18, охлаждаются в
аппарате воздушного охлаждения 22 и холодильнике 23
и поступают в водогазоотделитель 24. Здесь
происходит разделение продуктов на жирный газ,
нестабильный бензин и водный конденсат. Бензин насосом
29 частично подается как орошение на верхнюю
тарелку колонны 18, а балансовое его количество после
теплообменника 25 направляется на стабилизацию.
С низа отпарной колонны 19 насосом 21 выводится
легкий газойль. Обычно он используется как
теплоноситель в теплообменнике 25 для нагрева
нестабильного бензина (этот бензин передается в блок
физической стабилизации, который на схеме не показан).
Далее легкий газойль доохлаждается в холодильнике
воздушного охлаждения 26 и выводится с установки.
Тяжелый газойль выводится с низа колонны 18,
насосом 20 прокачивается через парогенератор 27
и аппарат воздушного охлаждения 28. Частично
тяжелый газойль используется как орошение в
скруббере 13, а балансовое его количество отводится
с установки.
Избыток тепла отводится из колонны 18
промежуточным циркуляционным орошением (насос 16 и
аппарат воздушного охлаждения 17). Топка 2 под
давлением служит для разогрева системы при пуске.
Технологический режим реакторного блока:
Температура в слое, °С
реактора 510—540
коксонагревателя 600—620
Давление в реакторе и коксонагревателе, МПа . . 0,14—0,16
Кратность циркуляции кокс : сырье 7—8
Массовая скорость подачи сырья, ч-1 0,6—1,0
Ниже приводятся выходы продуктов коксования
при переработке мазута и гудрона ромашкинской
нефти:
Показатели
Характеристика сырья
Плотность при 20 °С, кг/м9
Коксуемость, % (масс.)
Содержание серы, % (масс.)
Материальный баланс
Взято, % (масс.)
Сырье
Итого
Гудрон
1025
19,0
3,15
100,0
100,0
32

Глава IV
Термокаталитические процессы
Каталитический крекинг
Одно из ведущих мест среди вторичных
процессов нефтепереработки принадлежит процессу
каталитического крекинга тяжелых дистиллятных
фракций на мелкодисперсных катализаторах. Целевым
назначением процесса является получение
высокооктанового бензина. Газы, богатые бутан-бутиле-
новой и пропан-пропиленовой фракциями, находят
широкое применение в качестве сырья для
производства высокооктанового компонента бензина — ал-
килата, а также в производстве синтетического
каучука и в нефтехимии.
Легкий газойль каталитического крекинга
используют как компонент дизельного топлива.
Тяжелый газойль с высоким содержанием
полициклических ароматических соединений имеет, широкое
применение как сырье для получения дисперсного
технического углерода, игольчатого кокса, а также
в качестве компонента мазутов.
Основным сырьем крекинга являются вакуумные
газойли широкого фракционного состава, например
с температурами выкипания от 300 до 500 °С. В
последние годы стали применять утяжеленные
вакуумные газойли с температурой конца кипения до 550
и даже 590 °С. Для расширения ресурсов сырья
используют и сырье вторичного происхождения, в
частности газойли коксования [1, 2].
Сырье каталитического крекинга должно
обладать низкой коксуемостью (не более 0,5 % масс),
т. е. содержать немного полициклических
ароматических углеводородов и смолистых веществ,
вызывающих быстрое закоксовывание катализатора.
Кроме того, в сырье должно быть обеспечено низкое
(не более 20—25 г/т) содержание металлов, способ-
' ных дезактивировать (отравлять) катализатор. В
настоящее время разрабатывают способы
предварительной деметаллизации сырья. Зольность сырья
крекинга обычно находится в пределах 0,006—0,007 %
(масс.) [3, 4].
Использование сернистого сырья вызывает
необходимость его гидроочистки. Последние проекты
предусматривают оснащение установок
каталитического крекинга блоком гидроочистки, в котором
соединения серы удаляются в виде сероводорода,
а также происходит общее облагораживание сырья —
очистка от соединений азота и кислорода.
Содержание серы в сырье после гидроочистки снижается до
0,1—0,3 о/о (масс).
На установках крекинга широко применяют
высокоактивные цеолитсодержащие катализаторы,
в которых от 10 до 25 % (масс.) кристаллических
алюмосиликатов в массе аморфной матрицы. Это
позволяет значительно увеличить выход бензина и
повысить его октановое число до 82—84 (моторный
метод) или 92—94 (исследовательский метод), а также
уменьшить время контакта. Катализатор должен
иметь определенный гранулометрический состав,
развитую поверхность, высокие пористость и
механическую прочность.
Ниже приведены характеристики цеолитсо-
держащих катализаторов аморфного и марки
АШНЦ-3 (числитель — свежий, знаменатель —
равновесный):
Показатели Аморфный АЩНЦ-3
Насыпная плотность, г/м3 0,700/0,770 0,665/0,718
Индекс активности 37/32 50/47
Индекс стабильности 28/— 50/—
Прочность шарика, Н 19/27 18/23
Удельная поверхность, м2/г .... 365/240 260/195
Удельный объем пор, см3/г .... 0,555/0,375 0,520/0,407
Средний радиус пор, нм 4,2/3,2 3,3/4,2
Под глубиной каталитического крекинга
понимается общий выход продуктов (в % масс), за
исключением либо тяжелого газойля, либо суммы легкого
и тяжелого газойлей. Крекинг можно проводить
с различной глубиной; в одних случаях процесс
направлен на получение максимального выхода
бензина (вариант I), в других —наряду с бензином
получают максимальный выход средних
дистиллятов (вариант II) [5]:
1,8
0,6
2,3
2,8
0,5
3,4
38,3
39,3
3,5
7,5
Продукты Вариант I Вариант II
Сухой газ 3,0
Пропан 1,5
Пропилен 4,1
Изобутан 5,1
я-Бутан 0,9
Бутилены 7,5
Бензин (С5—221 °С) 59,6
Легкий газойль 7,2
Тяжелый газойль 3,5
Кокс 7,6
Итого 100,0 100,0
Выходы продуктов каталитического крекинга и
их качество весьма существенно зависят от природы
сырья — содержания в нем ароматических,
нафтеновых и парафиновых углеводородов [6]:
Показатели
Плотность при
20 °С, кг/и3
Содержание
серы, % (масс.)
50 % (об.)
выкипает, °С
Глубина
крекинга, %
(об.) ....
Выход, % (об.)
бензина
£С3 . . .
SQ . . .

Ароматическое
сырье
934,0
1,8
429
70
54,2
7,5
14,8

Нафтеновое
сырье
829,7
1,0
421
80
65,0
8,5
17,0
Парафи-
нистое
сырье
855,0
0,5
432
85
68,0
11,0
18,5
Деас-
фаль-
тизат
970,5
3,5
570
70
58,5
7,9
14,2
Гидро
очищен
ный де
асфаль-
тнзат
930,9
0,3
545
70
61,0
7,9
13,7
37

Важным фактором является и температура
процесса; с ее повышением выход продуктов крекинга
меняется следующим образом:
Температура, °С 480 538
Глубина превращения, % (масс.) 77,15 78,35
Выход, % (масс.)
водорода 0,02 0,05
метана 0,31 0,71
этилена 0,42 0,59
этана 0,34 0,56
пропилена 2,72 4,81
пропана 1,28 1,14
бутиленов 3,52 6,78
изобутана 5,17 3,86
к-бутана 1,24 1,11
бензина 57,32 56,11
легкого газойля 15,51 15,85
тяжелого газойля 7,65 5,85
кокса 4,81 2,58
Итого 100,00 100,00
Материальный баланс крекинга малосернистых
дистиллятов на цеолитсодержащем катализаторе
приведен ниже [7]:
Показатели Вакуумный Вакуумный
дистиллят дистиллят
обычный утяжеленный
Режим процесса
Температура в зоне реакции, °С . . 530 530
Массовая скорость подачи сырья, ч~1 20,5 22,0
Массовое отношение катализатор:
: сырье 7:1 8:1
Материальный баланс
Взято, % (масс.)
Сырье 100,0 100,0
Итого 100,0 100,0
Получено, % (масс.)
Газ до С4 включительно 17,4 14,1
в том числе
пропилен 4,52 3,73
пропан 0,92 0,65
бутилены 5,28 4,71
изобутан 3,82 2,59
н-бутан 0,85 0,54
Автобензин (С5—195 °С) 45,8 44,5
Фракция 195—270 °С 6,9 6,5
Фракция 270—350 °С 12,6 13,7
Фракция >350 °С 11,8 14,7
Кокс (выжигаемый) 4,5 5,5
Потери 1,0 1,0
Итого 100,0 100,0
Установка каталитического крекинга
с прямоточным реактором
Технологическая схема установки
каталитического крекинга с прямоточным реактором приведена
на рио. IV-1. Установка включает следующие блоки:
гидроочистки сырья — вакуумного дистиллята,
каталитического крекинга, ректификации,
газофракционирования и стабилизации бензина. Сырье —
гидрогенизат, поступающий из секции
гидроочистки, —насосом 1 подается в змеевик печи 2 и
затем перед входом в реактор 11 смешивается с рецир-
кулятом и водяным паром, подаваемым на
распиливание. В нижней зоне прямоточного реактора 11
сырье, контактируя с горячим регенерированным
катализатором, испаряется и подвергается
крекингу. Основная масса катализатора отделяется от
продуктов реакции в реакторе-сепараторе 10.
Предложены различные способы отделения
продуктов реакции от катализатора. Так, на одной из
отечественных установок верхняя часть
прямоточного реактора расширена (так называемый реактор
с форсированным псевдоожиженным слоем).
Скорость потока газов и паров в нем составляет
примерно 2 м/с. За счет меньшей скорости по сравнению
со скоростью в лифт-реакторе происходит
отделение основной массы катализатора от газов и паров,
которое завершается в реакторе-сепараторе, а затем
в циклонах и электрофильтрах.
Катализатор, пройдя зону отпаривания водяным
паром, по транспортной линии 5 поступает в
регенератор 6 с псевдоожиженным слоем
катализатора, куда одновременно воздуходувкой 3 через
горизонтальный распределитель подается воздух,
необходимый для регенерации катализатора.
Регенерированный катализатор по трубопроводу 7
опускается в узел смешения с сырьем. Пары
продуктов крекинга и газы регенерации отделяются от
катализаторной пыли в соответствующих
двухступенчатых циклонах и объединяются в сборных
камерах, расположенных в верхней части аппаратов 6
и 10. Газы регенерации проходят паровой котел-
утилизатор 9, где их тепло используется для
выработки водяного пара. Затем они очищаются от
остатков пыли в электрофильтре 8 и выводятся в
атмосферу через дымовую трубу (на схеме не показана).
Парообразные продукты крекинга направляются
в нижнюю отмывочно-сепарационную секцию
ректификационной колонны 13. Здесь продукты
крекинга разделяются. В нижней части колонны от
паров отделяется увлеченная катализаторная пыль,
кроме того, происходит конденсация тяжелой части
паров (за счет подачи нижнего орошения насосом 15).
Легкий и тяжелый газойли выводятся из
соответствующих точек колонны 13 в отпарные колонны 19
и 19', затем насосами 18 и 22 прокачиваются через
теплообменники 12 и аппараты воздушного
охлаждения 20 и выводятся с установки. Часть тяжелого
газойля подается в узел смешения с катализатором
(на рециркуляцию). С низа колонны 13 насосом 17
смесь тяжелых углеводородов с катализаторной
пылью откачивается в шламоотделитель 14. Шлам
забирается с низа аппарата 14 насосом 16 и
возвращается в реактор, а с верха шламоотделителя
выводится ароматизированный тяжелый газойль (де-
кантат).
Из колонны 13 сверху отводятся пары бензина,
углеводородные газы и водяной пар; они поступают
в аппарат воздушного охлаждения 20,
газоводоотделитель 21, где газ отделяется от конденсата
бензина и воды. Бензин насосом 23 частично
возвращается в колонну 13 в качестве острого орошения,
а балансовое его количество направляется на
стабилизацию (для отделения растворенных газов).
В период пуска установки воздух в регенератор
подается через топку 4, в которой для его нагрева
под давлением сжигается топливо. В
теплообменниках 12 тепло отходящих потоков используется
для нагрева исходного сырья, поступающего в
секцию гидроочистки.
38

Водяной пар
Сулой газ
гениэат
t5 IS 17
18 22 23
РИС. IV-I. Технологическая схема установки каталитического крекинга с прямоточным реактором:
/, 15—18, 22, 23 — насосы; 2 — трубчатая печь; 3 — воздуходувка; 4 — топка; 5 — линия транспорта закоксованного катализатора; в —
регенератор; 7 — линия транспорта регенерированного катализатора; 8 — электрофильтр; 9 — котел-утилизатор; 10 — реактор-сепаратор; // —
прямоточный реактор; 12 — теплообменники; 13 — ректификационная колонна; 14 — шламоотделнтель; 19, 19' — отпарные колонны; 20 — аппараты
воздушного охлаждения; 21 — газоводоотделитель.
Режим работы
Показатели
Температура, °С
Давление, МПа
Скорость паров, м/с
Массовая скорость
подачи сырья, ч"1
Расход пара на сырье,
% (масс.)
Скорость суспензии,
м/с
Плотность взвеси,
кг/м3
Скорость выжига
кокса, кт/(т-ч)
Расход воздуха на
выжиг 1 кг кокса, м3
реакторного блока:
Прямоточный
реактор •
515—545
0,15—0,20
—
18—20
0—1,0
6^8
40—60
— ■
—
Реактор-
сепаратор
490—500
0,15—0,20
0,4—0,7
—
—
—
400—450
—
—
Регенератор
650—700
0,20—0,30
0,9—1,0
.—
—
—
450—500
30—50
10—12
* Диаметр прямоточного реактора в зависимости от его
производительности по сырью составляет 0,5 — 1,5 м, высота 25—30 м; время
пребывания взвеси 2—6 с; время регенерации катализатора 5—7 мин.
Установка каталитического крекинга 1-А/1-М
В схеме установки (рис. IV-2) имеются
следующие блоки: реакторный (реактор и регенератор,
соединенные транспортными линиями), погонораз-
делительный (основная колонна, отпарные колонны,
газоводоотделитель) и нагревательный (печь,
теплообменники, холодильники). Сырье насосом 22
подается через теплообменные аппараты 21, где
нагревается за счет тепла отходящих потоков примерно
до 200 °С, в змеевик печи 9. Нагретое в печи до 260—
270 °С сырье поступает в узел смешения с
катализатором. Полученная суспензия под давлением
водяного пара перемещается по наклонному
лифт-реактору 6 в реактор-сепаратор 7. Одновременно в
другой узел смешения подается рециркулят и по стояку 5
поступает в псевдоожиженный слой реактора 7.
Продукты крекинга (газы и пары), пройдя систему
двухступенчатых циклонов, где улавливается ката-
лизаторная пыль, вводятся в низ
ректификационной колонны 13.
Viz отпарной секции реактора 7 закоксованный
катализатор транспортируется в регенератор / по
линии 3; сюда же подается воздух для выжига кокса
с поверхности катализатора. Регенерированный
катализатор по стоякам 2 и 4 спускается в узлы
смешения с сырьем и рециркулятом. Газы регенерации,
пройдя систему двухступенчатых циклонов
регенератора, выводятся из аппарата сверху.
В колонне 13 продукты крекинга разделяются на
газ, бензин, легкий и тяжелый газойли. Газ, пары
бензина и водяной пар выводятся сверху,
охлаждаются в аппарате воздушного охлаждения 18 и
поступают в газоводоотделитель 19.Бензин насосом 20
частично подается в качестве орошения в верхнюю
часть колонны 13, остальная его часть направляется
в блок стабилизации, а газ — в секцию
фракционирования.
Боковые погоны колонны 13 — легкий и
тяжелый газойли — выводятся из колонны в
соответствующие секции отпарной колонны 14. С низа секции
эти фракции забираются насосами 17 и 16, прокачи-
39

Газы регенерации
Сухой
П . 12 /6 17
PV Г
РИС. IV-2. Технологическая схема установки каталитического крекинга 1-А/1-М:
/ — регенератор; 2,4 — линии транспорта регенерированного катализатора (стояки); 3 — линия транспорта закоксованного катализатора-
5, 6 — лифт-реакторы; 7 — реактор-сепаратор; 8, 21 — теплообменники; 9 —трубчатая печь; 10 — 12, 16, 17, 20, 22 — насосы; 13 —
ректификационная колонна; 14 — отпарная колонна; 15 — шламоотделитель; 18 — аппараты воздушного охлаждения; 19 — газоводоотделитель.
ваются через теплообменники 21, где за счет их тепла
нагревается сырье, затем через аппараты воздушного
охлаждения 18 выводятся с установки в резервуары.
Часть тяжелого газойля насосом 16 подается в узел
смешения с регенерированным катализатором в виде
рециркуляра,
В нижнюю секцию колонны 13 в качестве
орошения подается тяжелый газойль, выводимый насосом 11
и прокачиваемый через аппарат 8; ввод этого
орошения предотвращает унос катализаторной пыли.
С низа колонны 13 отбирается смесь
катализаторной пыли с тяжелыми жидкими продуктами
крекинга, которая поступает в шламоотделитель 15.
Отсюда шлам насосом 12 возвращается в реактор 7,
а декантат — ароматизированный тяжелый газойль
крекинга —отводится с установки.
В колонну 13 подается циркуляционное
промежуточное орошение, которое отбирается из средней
части колонны, насосом 10 прокачивается через
теплообменник 8 и возвращается на расположенную
выше тарелку.
Режим работы установки:
Реактор
Температура, °С 450—510
Давление, МПа 0,15—0,20
Массовая скорость подачи сырья, ч-1 1,2—3,0
Кратность циркуляции катализатора 2—10
Регенератор
Температура, °С 620-630
Давление, МПа 0,2—0,3
Каталитический риформинг и изомеризация
Одним из процессов, позволяющим улучшить
качество бензинов, а также получить ценные
мономеры, является каталитический риформинг, широко
распространенный в современной нефтепереработке.
В настоящее время работают в основном установки
каталитического риформинга на платиновом
катализаторе, так называемый платформинг.
Назначение процесса — производство
высокооктанового базового компонента автомобильных
бензинов, а также получение индивидуальных
ароматических углеводородов: бензола, толуола, ксилолов.
В результате процесса получают и водородсодер-
жащий газ (технический водород), используемый
далее в процессах гидроочистки топлив, масляных
и других фракций, а также на установках
гидрокрекинга.
Сырьем для каталитического риформинга служат
бензиновые фракции прямой перегонки: широкая
фракция 85—180 °С для получения
высокооктанового бензина, фракции 62—85, 85—115 и 115—150 °С
для получения бензола, толуола и ксилолов
соответственно. Иногда к прямогонной широкой
бензиновой фракции добавляют низкооктановые бензины
коксования, термического крекинга. Сера,
содержащаяся в сырье, вызывает отравление
(дезактивацию) катализатора, поэтому платформингу обычно
предшествует гидроочистка сырья. Минимальная
40

степень дезактивации катализатора достигается при
использовании сырья, содержащего 0,01 % (масс.)
серы.
При каталитическом риформинге углеводороды
нефтяных фракций претерпевают значительные
превращения, в результате которых образуются
ароматические углеводороды. Это—дегидрирование ше-
стичленных нафтеновых углеводородов, дегидроизо-
меризация алкилированных пятичленных нафтенов
и дегидроциклизация парафиновых углеводородов;
одновременно протекают реакции расщепления и
деалкилирования ароматических углеводородов, а
также их уплотнения, которые приводят к
отложению кокса на поверхности катализатора. Для
предотвращения закоксовывания катализатора и
гидрирования образующихся при крекинге
непредельных углеводородов в реакторе поддерживается
давление водорода 3—4 МПа при получении
высокооктанового бензина и 2 МПа — при получении
индивидуальных ароматических углеводородов.
Все основные реакции протекают с отрицательным
тепловым эффектом (с поглощением тепла), причем
суммарный тепловой эффект процесса определяется
глубиной превращения углеводородов. В ходе
процесса температура (480—520 °С) снижается, и
дальнейшего превращения сырья не происходит.
Поэтому для полного превращения сырья необходим
промежуточный подогрев смеси непревращенного
сырья и продуктов реакции и использование
нескольких последовательных реакторов (обычно трех).
Выход высокооктанового компонента бензина
составляет 80—88 % (масс), его октановое число
80—85 (моторный метод) против 30—40 для сырья.
Основным промышленным катализатором
процесса риформинга является алюмоплатиновый
катализатор (0,3—0,8 % масс, платины на оксиде
алюминия); в последние годы наряду с платиной на
основу наносится рений. Применение более активного
биметаллического платино-рениевого катализатора
позволяет снизить давление в реакторе с 3—4 до
0,70—1,4 МПа. Катализатор имеет форму цилиндров
диаметром 2,6 мм и высотой 4 мм.
В настоящее время наиболее распространен плат-
форминг в стационарном слое катализатора
(нерегенеративный способ); продолжительность работы
катализатора между регенерацией достигает 360 сут.
В последнее время уделяется внимание процессу
платформинга с непрерывной регенерацией
движущегося катализатора. В этом процессе три реактора
расположены друг над другом и выполнены в виде
одной конструкции. Катализатор из первого
(верхнего) реактора перетекает во второй, затем в третий.
Из последнего реактора катализатор подается в
специальный регенератор и после регенерации вновь
поступает в первый реактор. Таким образом
осуществляется непрерывный процесс, при этом удается
поддерживать более высокий средний уровень
активности катализатора, чем в системах со стационарным
катализатором.
Установка риформинга со стационарным слоем
катализатора
Технологическая схема установки риформинга
со стационарным слоем катализа приведена на
рис. IV-3. Установка включает следующие блоки:
гидроочистки сырья, очистки циркуляционного
газа, каталитического риформинга, сепарации
газов и стабилизации бензина.
Сырье насосом 12 под давлением (4,7 МПа)
подается на смешение с циркулирующим газом
гидроочистки и избыточным водородсодержащим газом
риформинга. Эта газосырьевая смесь подогревается
в отдельной секции печи 16 (до 425 °С) и'поступает
в реактор гидроочистки 15. В реакторе на алюмо-
кобальтмолибденовом катализаторе разрушаются
присутствующие в сырье соединения серы, которые
удаляются затем в виде сероводорода. Одновременно
происходит очистка сырья от соединений азота и
кислорода.
Из реактора 15 парогазовая смесь выходит снизу,
охлаждается в кипятильнике 10 и холодильнике 14
и с температурой 35 °С поступает в газосепаратор 8.
Здесь смесь разделяется на жидкий гидрогенизат
и циркуляционный газ. Газ поступает в абсорбер 2
снизу на очистку от сероводорода с помощью раствора
моноэтаноламина (МЭА), затем компрессором 11
сжимается до давления 4,7—5,0 МПа и возвращается
в систему гидроочистки. Избыток циркуляционного
газа сжимается компрессором / до давления 6 МПа
и выводится с установки.
Гидрогенизат из сепаратора 8 охлаждается в
теплообменнике 9 и поступает в отпарную колонну 7.
С верха колонны выводятся сероводород,
углеводородные газы и водяные пары, которые после
конденсации и охлаждения в аппарате 6 направляются
в сепаратор 4. С низа сепаратора 4 конденсат
забирается насосом 5 и возвращается в колонну 7.
Головной продукт (сероводород и углеводородные газы)
из сепаратора поступает в колонну 3, где он
очищается от сероводорода с помощью раствора МЭА.
С верха колонны 3 пары направляются во
фракционирующий абсорбер 27.
Гидрогенизат выводится из колонны 7 снизу и
после кипятильника 10 и теплообменника 9
направляется насосом 13 в блок платформинга,
предварительно смешиваясь с циркулирующим
водородсодержащим газом. Газопродуктовая смесь
подогревается вначале в теплообменнике 20, затем в
соответствующей секции печи 16 и с температурой
500—520 СС поступает в реактор 19. Последующий
ход смеси — реакторы 18 и 17, причем перед каждым
из реакторов она подогревается в змеевиках печи 16.
Наконец, из последнего реактора 17
газопродуктовая смесь направляется в теплообменник 20 и
холодильник 21, где охлаждается до 30 °С, и поступает
в сепаратор высокого давления 22 (3,2—3,6 МПа)
для отделения циркуляционного газа от
катализатора.
Циркуляционный газ под давлением 5 МПа
компрессором 24 возвращается в систему платформинга,
а избыток его — в систему гидроочистки.
Нестабильный катализат из сепаратора 22 поступает в
сепаратор низкого давления 23 (давление 1,9 МПа).
Выделившийся из катализата углеводородный газ
выходит с верха сепаратора и смешивается с
углеводородным газом гидроочистки перед входом во
фракционирующий абсорбер 27. В этот же абсорбер
насосом 25 подается и жидкая фаза из сепаратора 23.
Абсорбентом служит стабильный катализат
(бензин). В абсорбере 27 при давлении 1,4 МПа и
температуре внизу 165 °С и вверху 40 СС отделяется
сухой газ.
Нестабильный катализат насосом 26
прокачивается через теплообменник 31 и подается в
колонну 34, где и происходит его стабилизация. Часть
продукта для поддержания температуры низа в ап-
41

0 an. 27
12 13
РИС. IV-3. Технологическая схема установки
/, //, 24 — компрессоры; 2 — абсорбер; 3 — колонна очистки от сероводорода; 4 — сепаратор; 5, 12, 13, 25, 26, 29, 35, 36 — насосы;
14, 21 — холодильники; 15 — реактор гидроочистки; 16 — многосекциоиная печь; 17—19 — реакторы платформннга; 27 — фракционирую-
паратах 27 и 34 циркулирует через соответствующие
секции печи 28. Головная фракция стабилизации
после охлаждения и конденсации в аппарате 32
поступает в приемник «33, откуда насосом 35 частично
возвращается в колонну на орошение, а избыток
выводится с установки.
Стабильный бензин с низа колонны 34 после
охлаждения в теплообменниках 31 и 30 насосом 29
подается во фракционирующий абсорбер 27; избыток
его выводится с установки.
Режим работы установки:
Температура, °С 480—520
Давление, МПа 3—4
Объемная скорость подачи сырья, ч"1 1,5—2,0
Кратность циркуляции водородсодержащего газа,
м3/м3 сырья 1500
Распределение катализатора по ступеням .... 1:2:4
Установка риформинга с движущимся слоем
платинового катализатора
В процессе платформннга фирмы UOP (США)
с движущимся катализатором, циркулирующим
между реактором и регенератором, три реактора
расположены друг над другом и выполнены в виде
одного колонного аппарата, разного диаметра по
высоте. Катализатор из первого (верхнего) реактора
перемещается во второй, а из второго в третий. Из
нижнего реактора катализатор транспортируется
в регенератор. Технологическая схема установки
представлена на рис. IV-4. Сырье насосом 5 подается
в продуктовый теплообменник 6, предварительно
смешиваясь с циркуляционным водородсодержащим
газом, а затем поступает в змеевик первой секции
многосекционной печи 7. Нагретая до 520 °С
газосырьевая смесь вводится в реактор 2.
Промежуточный подогрев реакционной смеси
осуществляется в змеевиках следующих секций печи 7.
Продукты реакции по выходе из реактора 4 снизу
проходят систему регенерации тепла
(теплообменник 6 и водяной холодильник 8), В отличие от
обычных схем разделение жидкой и газовой фаз
происходит в газосепараторе 9 низкого давления (1 МПа).
Газ из аппарата 9 компримируется компрессором 15
до давления 1,5 МПа, смешивается с жидкой фазой,
подаваемой насосом 11, смесь охлаждается в
холодильнике/3 и разделяется в газосепараторе
высокого давления 12. Такая последовательность
сепарации, вызванная низким давлением в реакционной
зоне, уменьшает унос бензина с водородсодержащим
газом и повышает содержание в газе водорода.
Водородсодержащий газ компрессором 10
подается в блок гидроочистки сырья и на циркуляцию
в узел смешения с сырьем платформннга перед
теплообменником 6. Балансовое количество
водородсодержащего газа выводится с установки.
В колонне 18 осуществляется стабилизация ката-
лизата. Головная фракция стабилизации после
охлаждения и конденсации в аппарате 19 отделяется
в газосепараторе 20 от сухого газа и подается
насосом 21 на орошение стабилизатора 18, а балансовое
количество выводится с установки. Для подвода
тепла в низ стабилизационной колонны 18 служит
трубчатая печь 17. Нижний продукт колонны 18 —
стабильный катализат — выводится с установки
через аппарат 14.
Из реактора 4 снизу вся масса отработанного
катализатора транспортируется в секцию
регенерации /, где и происходит последовательный выжиг
кокса, оксихлорирование (для разукрупнения
кристаллитов платины) и добавление хлоридов
(промоторов). Регенерированный катализатор после ох-
42

из an. 3
Сухой газ
25 2В
_М ( М 1\—
29 35 36
риформинга со стационарным слоем катализатора:
6 — конденсатор-холодильник; 7 — отпарная колонна; 8, 22. 23 — газосепараторы; 9, 20, 30, 31 — теплообменники; 10 — кипятильник;
щнй абсорбер; 28 — трубчатая печь; 32 — аппарат воздушного охлаждения; 33 — приемник; 34 — стабилизационная колонна (стабилизатор)
аждения подается на верх реактора 2. Используе- Режим работы реакторов:
ЫЙ В качестве транспортирующего газа ВОДОрОД Температура, °С 490—520
эсстанавливает катализатор после пребывания его Давление, мпа 1,2—1,3
окислительной среде регенератора. Систему реге- °^^е5^^^^^шв^ газа,' 115-2'0
грации при необходимости можно отключить от мз/мз сырья 1500—1800
гактора без нарушения режима работы установки. Распределение катализатора по реакторам ... 1:2:4
. Регенерированный
катализатор
ГаэосырьеВая
Катализатор
на регенерацию
?ракция 85 -180°С
Головная
фракция
стабилизации
Стабильный
^катализат
21
РИС. IV-4. Технологическая схема установки риформинга с движущимся слоем катализатора:
— секция J регенерации; 2—4 — реакторы платформинга; 5, 11, 16, 21 — насосы; 6, 14 — теплообменники; 7 — многосекционная печь;
13 — холодильники; 9, 12 — газосепараторы низкого и высокого давления; 10, 15 — компрессоры; 18 — стабилизационная колонна
(стабилизатор); 17 — трубчатая печь; 19 — аппарат воздушного охлаждения; 20 — газосепаратор.
43

Установка каталитической изомеризации пентанов
и гексанов
Процесс каталитической изомеризации
предназначен для получения высокооктановых компонентов
бензина, а также сырья для нефтехимической
промышленности. Сырьем являются н-бутан, легкие
прямогонные фракции н. к. -62 °С, рафинаты
каталитического риформинга, н-пентан и н-гексан или
их смеси, выделенные при фракционировании газов.
Процесс проводят в среде водородсодержащего газа
[10].
Основными катализаторами являются:
катализатор Фриделя — Крафтса, сульфид вольфрама,
бифункциональные, цеолитсодержащие с
благородными металлами и комплексные. Наиболее
распространены в настоящее время бифункциональные
катализаторы, содержащие платину или палладии
на кислотном носителе (оксид алюминия, цеолит).
В зависимости от применяемого катализатора
режим процесса изомеризации может меняться в
широких интервалах:
Температура, °С 1°Г4Ш5
Давление, МПа L Л_ ft П
Объемная скорость подачи сырья, ч 1,и ь,и
Мольное отношение водород : сырье (Л-т-Ъ) .
Выход целевого продукта — изомеризата с
октановым числом 88—92 (исследовательский метод) —
составляет 93—97 % (масс); побочным продуктом
процесса является сухой газ, используемый как
топливный.
Установка изомеризации состоит из двух
блоков _ ректификации и изомеризации. В блоке
ректификации сырье предварительно разделяется на
пентановые и гексановые фракции, направляемые
на изомеризацию, после которой проводится
стабилизация полученного продукта и выделение из него
товарных изопентана и изогексана. В блоке
изомеризации получают изомеризаты.
На рис. IV-5 приведена технологическая ^схема
установки изомеризации фракции н. к. — 62 °С,
содержащей 27,5 % (масс.) изопентана, 44 /о (масс.)
я-пентана и 26,2 % (масс.) изогексанов, на алюмо-
платиновом катализаторе, промотированном
фтором.
Сырье (смесь исходной фракции и рециркулирую-
щего пентанового изомеризата), а также насыщенный
абсорбент из абсорбера 17 поступают на разделение
в ректификационную колонну 8. Из колонны 8
сверху отделяется изопентановая фракция,
подвергающаяся дальнейшей ректификации в бутановой
колонне 5, а нижний продукт колонны 8 поступает
в ректификационную пентановую колонну 9.
Нижний продукт этой колонны направляется на
разделение в изогексановую колонну 10. Отбираемая из
колонны 9 сверху пентановая фракция,
содержащая около 91 % (масс.) м-пентана, смешивается с во-
дородсодержащим газом, нагревается в
теплообменнике 6 и далее через змеевики трубчатой печи 12
поступает в реактор изомеризации //.
Продукты реакции охлаждаются в
теплообменнике 6, холодильниках 7 и 3 и поступают в сепаратор 2.
Циркулирующий газ из сепаратора направляется
в адсорбер 14, а изомеризат после стабилизации
в колонне 16 в смеси с сырьем направляется на
ректификацию в колонну 8.
фракция С4
Изогексанобая
фракция
абсорбент в an 8
РИС IV-5 Технологическая схема установки изомеризации:
44

Для подавления кислотной функции
катализатора свежий водород и циркулирующий газ
предварительно подвергают осушке на цеолитах типа NaA
в адсорбере 14. Концентрация водорода в
циркулирующем газе составляет 80—85 % (об.), расход
водорода на процесс составляет 0,1—0,3 % (масс.)
на сырье. Катализатор регенерируют каждые 3—4мес.
путем выжига кокса.
Изопентан извлекается из газов стабилизации
в абсорбере 17, на верх которого в качестве
орошения подается часть циркулирующей гексановой
фракции.
Основным продуктом установки является изо-
пентановая фракция чистотой 95 % (масс).

Октановое число исходного дистиллята после из>мери
зации пентановой фракции повышается с 79 до 90
(исследовательский метод). В общем случае сктано
■ V
вое число легкой фракции можно повысить с
помощью изомеризации на 15—20 единиц.
Технологический режим установки:
Температура, СС 380—450 °С
Давление, МПа
Объемная скорость подачи сырья, ч-1
Мольное отношение водород : к-пептан
Кратность циркуляции .водородсодержащего газа,
м3/м3 сырья
Кратность рециркуляции пентанового изомеризата
Температура и давление в колоннах приведены
ниже:
Показатели
Температура, °С
эватратора . . ,
3,5
1,5
3 : 1
880
1,25
верх 1 . . .
низа . . .
Давление МПа

Колонна 5
55
82
100
0,6

Колонна 8
90
77
НО
0,5
Колон -
на 9
84
74
ПО
0,3

Колонна 16
84
68
104
0,15
Э-т-&
Глава V
Гидрогенизационные процессы
Гидроочистка и гидрообессеривание
О 1 >
Основной целью процесса гидроочистки и гидро-
обессеривания топливных дистиллятов является
улучшение качества последних за счет удаления
таких нежелательных компонентов, как сера, азот,
кислород, металлорганические соединения и
смолистые вещества, непредельные соединения.
Гидроочистку и гидрообессеривание бензиновых
фракций проводят с целью подготовки сырья для
установки каталитического риформинга. Такая
предварительная обработка способствует улучшению
некоторых важных показателей процесса риформинга,
а именно: глубины ароматизации сырья, октанового
числа получаемого бензина, а также увеличению
срока службы катализатора [1 ].
Гидроочистку керосиновых и дизельных фракций
проводят с целью снижения содержания серы до
норм, установленных стандартом, и для получения
товарных топливных дистиллятов с улучшенными
характеристиками сгорания и термической
стабильности. Одновременно снижается коррозионная
агрессивность топлив и уменьшается образование
осадка при их хранении.
Подвергаемые гидроочистке бензиновые
фракции имеют различные температурные пределы
выкипания в зависимости от дальнейшей их переработки:
из фракций 85—180 и 105—180 °С —обычно путем
платформинга получают высококачественные
бензины, а из фракций 60—85, 85—105, 105—140 и
130—165 °С—концентраты соответственно
бензола, толуола и ксилолов. Основным продуктом,
получаемым при гидроочистке бензиновых фракций,
является стабильный гидрогенизат, выход которого
составляет 90—99 % (масс), содержание в гидро-
генизате серы не превышает 0,002 % (масс).
Типичным сырьем при гидроочистке керосиновых
дистиллятов являются фракции 130—240 и 140—
230 °С прямой перегонки нефти. Однако при
получении некоторых видов топлив верхний предел
выкипания может достигать 315 "С. Целевым
продуктом процесса является гидроочищенная керосиновая
фракция, выход которой может достигать 96—97%
(масс). Кроме того, получаются небольшие
количества низкооктановой бензиновой фракции
(отгон), углеводородные газы и сероводород.
Одной из важных областей применения
гидроочистки является производство малосернистого
дизельного топлива из соответствующих дистиллятов
сернистых нефтей. В качестве исходного дистиллята
обычно используют керосин-газойлевые фракции
с температурами выкипания 180—330, 180—360
и 240—360 °С (метод разгонки стандартный).
Выход стабильного дизельного топлива с содержанием
серы не более 0,2 % (масс.) составляет 97 % (масс).
Побочными продуктами процесса являются
низкооктановый бензин (отгон), углеводородный газ,
сероводород и водородсодержащий газ.
Гидроочистке нередко подвергают дистилляты
вторичного происхождения (газойли коксования,
каталитического крекинга, висбрекинга и т. п.) как
таковые или чаще в смеси с соответствующими прямо-
гонными дистиллятами.
Процесс гидроочистки осуществляют на алюмо-
кобальтмолибденовом (А1—Со—Мо) или на алюмо-
никельмолибденовом (А1—Ni—Мо) катализаторе при
условиях, приведенных ниже:
Показатели
Катализатор
Температура, °С
Давление, МПа
Объемная скорость
подачи сырья, ч-1
Кратность
циркуляции водородсодер-
жащего газа, ма/м3
сырья
Бензиновые
фракции
А1—Со—Мо
Al—Ni— Mo
380—420
2,5—5,0
1—5
100—600
Керосиновые
фракции
А1—Со— Мо
Al—Ni—Мо*
350—360
7,0
5—10
300—400
Дистилляты
дизельных
топлив
А1—Со—Мо
Al— Ni—Mo
350—410
3,0—4,0
4—6
300—400
* Цеолитсодержащий.
45

Используемый водородсодержащий газ, как
правило, получают с установки каталитического ри-
форминга; содержание в нем водорода колеблется
от 60 до 95 % (об.).
Технологические схемы промышленных
установок гидроочистки имеют много общего и различаются
по мощности, размерам и технологическому
оформлению секций сепарации и стабилизации. В составе
промышленных комбинированных установок,
например, на комбинированной установке ЛК-6у [2]
имеются секции для гидрообессеривания
дистиллятов дизельных и реактивных топлив.
Установка гидроочистки дистиллята дизельного
топлива
Установка, предназначенная для гидроочистки
дистиллята дизельного топлива, технологическая
схема которой приведена на рис. V-1, включает
реакторный блок, состоящий из печи и одного реактора,
системы стабилизации гидроочищенного продукта,
удаления сероводорода из циркуляционного газа,
а также промывки от сероводорода дистиллята.
Процесс проводится в стационарном слое алюмо-
кобальтмолибденового катализатора.
Сырье, подаваемое насосом 1, смешивается с
водородсодержащий газом, нагнетаемым
компрессором 16. После нагрева в теплообменниках 6 и 4
и в змеевике трубчатой печи 2 смесь при
температуре 380—425 °С поступает в реактор 3. Разность
температур на входе в реактор и выходе из него
не должна превышать 10 °С.
Продукты реакции охлаждаются в
теплообменниках 4, 5 и 6 до 160 °С, нагревая одновременно
газосырьевую смесь, а также сырье для
стабилизационной колонны. Дальнейшее охлаждение
газопродуктовой смеси осуществляется в аппарате воз-
Шосырьевая
смесь
душного охлаждения 7, а доохлаждение (примерно
до 38 СС) — в водяном холодильнике 8.
Нестабильный гидрогенизат отделяется от
циркуляционного газа в сепараторе высокого
давления 9. Из сепаратора гидрогенизат выводится снизу,
проходит теплообменник 10, где нагревается примерно
до 240 °С, а затем — теплообменник 5 и поступает
в стабилизационную колонну 11.
На некоторых установках проводится
высокотемпературная сепарация газопродуктовой смеси.
В этом случае смесь разделяется при температуре
210—230 СС в горячем сепараторе высокого
давления; уходящая из сепаратора жидкость поступает
в стабилизационную колонну, а газы и пары — в
аппарат воздушного охлаждения. Образовавшийся
конденсат отделяется от газов в холодном сепараторе
и направляется также в стабилизационную
колонну [4].
Циркуляционный водородсодержащий газ после
очистки в абсорбере 18 от сероводорода водным
раствором моноэтаноламина возвращается
компрессором 16 в систему.
В низ колонны // вводится водяной пар. Пары
бензина, газ и водяной пар по выходе из колонны при
температуре около 135 °С поступают в аппарат
воздушного охлаждения 12, и газожидкостная смесь
разделяется далее в сепараторе 13. Бензин из
сепаратора 13 насосом 15 подается на верх колонны //
в качестве орошения, а балансовое его количество
выводится с установки. Углеводородные газы
очищаются от сероводорода в абсорбере 22.
Гидроочищенный продукт, уходящий с низа
колонны //, охлаждается последовательно в
теплообменнике 10, аппарате воздушного охлаждения 14
и с температурой 50 °С выводится с установки.
На установке имеется система для регенерации
катализатора (выжиг кокса) газовоздушной смесью
Очищенная
i'дизельная
фракция
Бензин
■• Углебойорадный
газ очищенный
»~ Раствор МЗА на регенераццш
♦«— Раствор МЗА регенерироВашшй
РИС. V-1. Технолсиическая схема установки гидроочистки:
,115, 19, 21 — насосы; 2 — трубчатая печь; 3 — реактор; 4—6, 10 — теплообменники; 7, 12, 14 — аппараты воздушного охлаждения; Я —
водяной холодильник; 9, 13, 17, 20 — сепараторы; // — стабилизационная колонна; 16 — центробежный компрессор; 18, 22 — абсорберы.
46

при давлении 2—4 МПа и температуре 400—550 СС.
После регенерации катализатор прокаливается при
550 °С и 2 МПа газовоздушной смесью, а затем
система продувается инертным газом.
Установка гидрокрекинга в стационарном слое
катализатора
Процесс гидрокрекингу предназначен в основном
для получения малосернистых топливных
дистиллятов из различного сырья. Обычно гидрокрекингу
подвергают вакуумные и атмосферные газойли,
газойли термического и каталитического крекинга,
деасфальтизаты и реже мазуты и гудроны с целью
производства автомобильных бензинов, реактивных
и дизельных топлив, сырья для нефтехимического
синтеза, а иногда и сжиженных углеводородных
газов (из бензиновых фракций). Водорода при
гидрокрекинге расходуется значительно больше, чем при
гидроочистке тех же видов сырья.
Гидрокрекинг осуществляется в одну или две
ступени на неподвижном (стационарном) слое
катализатора при высоком парциальном давлении
водорода. По технологическому оформлению
модификации процесса различаются преимущественно
применяемыми катализаторами. При производстве
топливных дистиллятов из прямогонного сырья обычно
используют одноступенчатый вариант с
рециркуляцией остатка, совмещая в реакционной системе
гидроочистку, гидрирование и гидрокрекинг. При
двухступенчатом'процессе гидроочистку и
гидрирование сырья проводят в первой ступени, а
гидрокрекинг — во второй. В этом случае достигается
более высокая глубина превращения тяжелого
сырья.
Для гидрокрекинга наибольшее распространение
получили алюмокобальтмолибденовые
катализаторы, а также на первой ступени — оксиды или
сульфиды никеля, кобальта, вольфрама и на второй
ступени — цеолитсодержащие катализаторы с платиной.
Процесс гидрокрекинга — экзотермический, и
для выравнивания температуры сырьевой смеси по
высоте реактора предусмотрен ввод холодного водо-
родсодержащего газа в зоны между слоями
катализатора. Движение сырьевой смеси в реакторах
нисходящее.
Технологические установки гидрокрекинга
состоят обычно из двух основных блоков; реакционного,
включающего один или два реактора, и блока
фракционирования, имеющего разное число дистилля-
ционных колонн (стабилизации, фракционирования
жидких продуктов, вакуумную колонну,
фракционирующий абсорбер и др.). Кроме того, часто имеется
блок очистки газов от сероводорода. Мощность
установок может достигать 13 000 м3/сут.
Технологическая схема одноступенчатого
гидрокрекинга с получением преимущественно дизельного
топлива из вакуумного газойля в стационарном слое
катализатора приведена на рис. V-2. Сырье,
подаваемое насосом /, смешивается со свежим водород-
содержащим газом и циркуляционным газом,
которые нагнетаются компрессором 8. Газосырьевая
смесь, пройдя теплообменник 4 и змеевики печи 2,
нагревается до температуры реакции и вводится
в реактор 3 сверху. Учитывая большое
тепловыделение в процессе гидрокрекинга, в реактор в зоны
между слоями катализатора вводят холодный во-
дородсодержащий (циркуляционный) газ с целью
выравнивания температур по высоте реактора.
Выходящая из реактора смесь продуктов реакции
и циркуляционного газа охлаждается в
теплообменнике 4, холодильнике 5 и поступает в
сепаратор высокого давления 6. Здесь водородсодержащий
газ отделяется от жидкости, которая с низа
сепаратора через редукционный клапан 9, поступает далее
в сепаратор низкого давления 10. В сепараторе 10
выделяется часть углеводородных газов, а жидкий
поток направляется в теплообменник //,
расположенный перед промежуточной ректификационной
колонной 15. В колонне при небольшом избыточном
давлении выделяются углеводородные газы и
легкий бензин.
углеводородные газы
[азосырьебая смесь ^Ь1пЬВ
Тяжелый,
бензин
19 и) 25\t)Aa3e»i>me
топлиВо
и (fi
РИС. V-2. Технологическая схема установки одноступенчатого гидрокрекинга вакуумного газойля:
J, 12, 16, 19, 23, 25 — насосы; 2, 18 — трубчатые печи; 3 — реактор; 4, 11 — теплообменники; 5, 14 — водяные конденсаторы-холодильники;
/, 10, 17, 22 — сепараторы; 7 — блок очистки от сероводорода; 8 — компрессор; 9 — редукционный клапан; 13, 21 — аппараты воздушного
охлаждения; 15, 20 — ректификационные колонны; 24 — отпарная колонна.
47

Бензин частично возвращается в колонну 15
в виде острого орошения, а балансовое его количество
через систему «защелачивания» откачивается с
установки. Остаток колонны 15 разделяется в
атмосферной колонне 20 на тяжелый бензин, дизельное
топливо и фракцию >360 °С.
Бензин атмосферной колонны смешивается с
бензином промежуточной колонны и выводится с
установки. Дизельное топливо после отпарной колонны 24
охлаждается, «защелачивается» и откачивается с
установки. Фракция >360 °С используется в виде
горячего потока внизу колонны 20, а остальная часть
(остаток) выводится с установки. В случае
производства масляных фракций блок фракционирования
имеет также вакуумную колонну.
Водородсодержащий газ подвергается очистке
водным раствором моноэтаноламина и возвращается
в систему. Необходимая концентрация водорода
в циркуляционном газе обеспечивается подачей
свежего водорода (например, с установки
каталитического риформинга).
Регенерация катализатора проводится смесью
воздуха и инертного газа; срок службы
катализатора 4—7 мес.
Режим процесса гидрокрекинга:
Температура, °С
1 ступени 420-430
II ступени 450—480
Давление, МПа 15—20
Объемная скорость подачи сырья, ч"1 До 1,5
Кратность циркуляции водородсодержащего газа,
м3/м3 сырья До 2000
Расход водорода, % (масс.) на сырье ..... 1,2—4,0
Материальный баланс одноступенчатого
процесса гидрокрекинга сернистого и высокосернистого
сырья (при следующих условиях: общее давление
5 МПа, температура 425 °С, объемная скорость
подачи сырья 1,0 ч-1, кратность циркуляции
водородсодержащего газа 600 м3/м3 сырья) приведен ниже.
Характеристика основных продуктов крекинга,
полученных из этого вида сырья (сернистого и
высокосернистого), дана в конце страницы.
В жидких фракциях углеводородов С4—Св
содержится много изопарафинов. Бензины можно
использовать во многих случаях как компоненты
автомобильных топлив или направлять на
каталитический риформинг. Средние дистиллятные продукты
отличаются низким содержанием серы и
ароматических углеводородов и обладают высокими
характеристиками горения.
Материальный баланс гидрокрекинга вакуумного
газойля легкой аравийской нефти при подготовке
Показатели
Взято, % (масс.)
Сырье
Водород (100 %-ный
Н2)
Итого
Получено, %
(масс.)
Бензин (н. к, —180СС)
Дизельное топливо
(180—360 СС)
Остаток >360 °С
Сероводород
Аммиак
Углеводородные газы
Потери
Итого . . . .
,
«; ~
100,0
0,9
100,9
2,8
43,3
49,0
2,1
0,2
2,5
1,0
100,9
Вакуумный
дистиллят арлан-
ской
фракция
200 —
450 °С
11
100,0
0,9
100,9
4,3
73,3
17,0
2,3
0,2
2,8
1,0
100,9
нефти
фракция
350-
450 °С
111
100,0
0,9
100,9
3,2
49,2
41,4
3,4
0,2
2,6
1,0
100,9
ОЙ.И 1
иллят к
ния гуд
ернисты
ей (200-
С) IV
* о Я QJU1
100,0
0,9
100,9
5,6
70,7
18,7
2,0
0,16
3,24
1,0
100,9
сырья для нефтехимии (производство этилена,
ароматических углеводородов)и компонента дизельного
топлива при разной глубине конверсии приведен
ниже
Показатели
Взято, % (масс.)
Вакуумный газойль . .
Водород на реакции . '.
Менее
глубокая
конверсия
100,00
2,12
Более
глубокая
конверсия
100,00
2,60
Итого.
102,12
102,60
Получено, % (масс.)
Газы до С4 (включительно)
Фракция С5—85 СС
Фракция 85—193 °С
Легкий газойль (193—343 °С)
Тяжелый газойль (343—565 °С)
4,30
2,35
13,77
23,97
57,73
6,90
4,90
28,59
32,53
29,68
Итого.
102,12
102,60
Nahas R. S. — Oil a. Gas J., 1980, v. 78, № 35, p. 73.
Показатели
Плотность при 20 ' С, кг/м3
Фракционный состав, °С
к. к. (98 %)
Йодное число, г 1/100 г
Температура застывания, °С
Содержание
серы, % (масс.)
фактических смол, мг/100 мл
Вязкость кинематическая, мм2/с
Октановое (м. м.) или цетановое число
Сырье I
бензин
783
119
181
3,6
0,02
<5
50
дизельное
топливо
861
180
354
5,1
—10
0,12
5,6
46
Сырье 11
бензин
777
85
186
4,4
0,02
<5
61,5
дизельное
топливо
841
193
355
5,2
—10
0,17
5,9
49
Сырье III
бензин
781
89
181
4,3
0,02
<5
54
дизельное
топливо
861
173
355
4,2
—12
0,05
4,8
49
Сырье IV
бензин
769
92
184
7,3
0,02
55
дизельное
топливо
861
181
350
4,6
-10
0,09
45
48;

Тяжелый газойль гидрокрекинга рассматривается
как хорошее пиролизное сырье для получения
этилена, а фракции С5—85 °С и 85—193 °С, богатые
нафтеновыми углеводородами, — как превосходное
сырье для каталитического риформинга,
направленного на производство ароматических углеводородов.
Легкий газойль обычно используется как компонент
дизельного топлива.
Установка гидрокрекинга с псевдоожиженным
слоем катализатора
Процесс гидрокрекинга с трехфазным
псевдоожиженным слоем катализатора предназначен для
переработки нефтяных остатков с высоким содержанием
смол, сернистых и металлорганических соединений
с целью получения малосернистых нефтепродуктов:
бензина, реактивного, дизельного и котельного топ-
лив. Сырьем могут служить мазут, гудрон, тяжелые
вакуумные газойли, газойли коксования, крекинг-
остатки, высоковязкие нефти из битуминозных
пород и др. [5].
Выходы продуктов гидрокрекинга меняются в
широких пределах в зависимости от качества
перерабатываемого сырья и глубины процесса. Одно и то же
количество катализатора дает при работе в режиме
псевдоожижения глубину разложения в среднем
на 20—30 % большую, чем в стационарном режиме,
при близком качестве получаемых продуктов. При
одинаковой глубине разложения сырья
производительность псевдоожиженного слоя в три раза выше
производительности стационарного. Гидрокрекинг
дистиллятного сырья позволяет получать более
качественные продукты, чем аналогичная переработка
остаточного сырья [6].
Практика нефтепереработки показывает
экономическую целесообразность предварительного
облагораживания сырья, поступающего на гидрокрекинг:
деасфальтизации, термоконтактного крекинга,
деструктивно-вакуумной перегонки и т. п.
Промышленная установка гидрокрекинга
(рис. V-3) включает нагревательно-реакционную
секцию (печи, реакторы), системы очистки и циркуляции
водородсодержащего газа (газосепаратор высокого
давления, колонны осушки и очистки, водородный
компрессор) и блок газо- и погоноразделения
(сепаратор низкого давления, колонны ректификации
гидрогенизата).
Сырье установки смешивается с
циркуляционным и свежим водородсодержащим газом, и
газосырьевая смесь нагревается последовательно в
теплообменнике 6 и змеевиках нагревательной печи 5.
Нагретая смесь поступает в низ реакторов 2 и 3
через распределительные решетки, обеспечивающие
равномерное распределение жидкости и газа в
поперечном сечении реактора. Для создания
псевдоожиженного слоя в низ реакторов вводят рецирку-
лят.
Парожидкостная смесь после реактора II
ступени 3 охлаждается в теплообменнике 6 и
конденсаторе-холодильнике 7 и подается в сепаратор
высокого давления 8. Отделившийся от жидкой фазы во-
дородсодержащий газ проходит очистку от
сероводорода в абсорбере 11, осушку и смешивается с сырьем.
Для восполнения водорода, израсходованного на
реакции гидрирования, в систему постоянно вводится
свежий водород содержащий газ.
Давление жидкого гидрогенизата, поступающего
через редукционный клапан 10 в сепаратор низкого
давления 13, снижается до атмосферного. После
отделения в сепараторе 13 газообразных
углеводородов и частично сероводорода катализат, подогретый
в змеевиках нагревательной печи 15, направляется
на ректификацию во фракционирующую колонну 17.
Топливные! газ
Тяжелый бензин
% Средний дистиллят
Тяжелый газойль (пары)
Остаток
бензин
РИС. V-3. Технологическая схема установки гидрокрекинга с псевдоожиженным слоем катализатора:
/, 4, 9, 14, 43 — насосы; 2,3— реакторы; 5, 15 — печи; 6 — теплообменник; 7, 18 — холодильники; 8, 13, 19 — сепараторы: 10— редукционный
клапан; И — абсорбер; 12, 16 — компрессоры; 17 — фракционирующая колонна; 20, 21 — отпарные колонны; 22 — вакуумная колонна.
4 Под ред. Б. И. Бондаренко
49

Топливный газ отводится из сепаратора 19 сверху.
С низа отпарных колонн 20 и 21 отбираются
соответственно тяжелый бензин и средние дистиллятные
фракции. Вакуумная колонна 22 позволяет
получить тяжелый газойль и смолистый остаток.
Технологический режим процесса гидрокрекинга
с псевдоожиженным слоем катализатора:
Давление в реакционной зоне, МПа 15—20
Температура, СС 400—450
Объемная скорость подачи сырья, ч"1 1—3
Кратность циркуляции водородсодержащего газа,
и9/и3 сырья 1000—1200
Расход катализатора, ki7m? сырья 0,08—0,57
В качестве катализаторов используют два типа
катализаторов — микросферический и в виде
гранул размером ^0,8 мм. При переработке остаточного
сырья — это алюмокобальтмолибденовый
катализатор [удельная поверхность 400 м2/г, удельный
объем пор 0,75 см3/г, 15 % (масс.) Мо03 и 3,5 %
(масс.) СоО], а при переработке дистиллятного —
алюмоникельвольфрамовый [удельная поверхность
175 м2/г, удельный объем пор 0,33 см3/г, 6 % (масс.)
Ni и 19 % (масс.) W].
Процесс гидрокрекинга в псевдоожиженном слое
получил широкое распространение для получения
«синтетической» нефти из высоковязких нефтей,
выделенных из битуминозных песков. При
переработке такой нефти на алюмокобальтмолибдено-
вом катализаторе при температуре 450 °С, давлении
водорода 10 МПа, объемной скорости подачи сырья
(по жидкому сырью) 0,9 ч-1, массовом отношении
катализатор : сырье, равном 3 : 100, и глубине
превращения 62,2 % (масс.) были получены следующие
фракции:
Фракция Содержание,
% (масс.)
С5—270 °С .... 37,7
270—340 °С .... 20,2
340—500 °С .... 29,1
Выше 500 °С . . . . 5,0
Итого . . . . 92/0
Гидрокрекинг в псевдоожиженном слое позволяет
перерабатывать тяжелые газойли с установок
каталитического крекинга, работающих в режиме
псевдоожижения. Наличие в таком сырье тонкой катали-
заторной пыли не отражается на работе реакторов
гидрокрекинга. На ряде установок гидрокрекинга
предусмотрена предварительная деметаллизация
сырья в аппаратах с псевдоожиженным слоем
дешевого твердого материала,
К особенностям эксплуатации установок
гидрокрекинга следует отнести склонность к осмолению
и полимеризации хранящегося в резервуарах сырья
и необходимость соблюдения мер безопасности
в связи с возможным образованием токсичных кар-
бонилов металлов при работе с катализаторами,
содержащими никель, кобальт или молибден.
При гидрокрекинге остатка вакуумной перегонки
нефти [плотностью 979,2 кг/м3, содержание серы
2,08% (масс), коксуемость по Конрадсону 13,0 %
(масс), содержание фракций н. к. —524 °С —
25 % (об.) и >524 °С —75 % (об.)] было получено:
Продукты Выход,
кг/сут
Сероводород 6000
Фракция Cj—Са . . . 7000
Фракция С4—204 °С . . 27
Фракция 201—360 °С 111
Фракция 360—524 °С 106
Фракция >524 °С . . . 83
В последнее время для устранения опасности
каналообразования в реакторах с псевдоожиженным
слоем катализатора с целью улучшения барботажа
и достижения более эффективного контакта
газосырьевой смеси с катализатором применяют
секционирование. Для регулирования теплового режима в них
используют и посекционный ввод холодного водорода.
Установка гидродоочистки нефтяных масел
Каталитическая гидродоочистка применяется в
основном для уменьшения интенсивности окраски
депарафинированных рафинатов, а также для
улучшения их стабильности против окисления.
Одновременно в результате гидродоочистки снижаются
коксуемость и кислотность масла, содержание серы;
температура застывания масла может повышаться
на 1 —2 °С, индекс вязкости — незначительно (на
1 —2 единицы), а вязкость масла если и уменьшается,
то мало.
Выход гидродоочищенного масла достигает 97—
99 % (масс.) от сырья. В качестве побочных
продуктов в относительно небольших количествах
образуются отгон, газы отдува и технический
сероводород. Количество водорода, участвующего
непосредственно в реакции, а также растворившегося
в очищенном продукте и отводимом вместе с газами
отдува, составляет 0,2—0,4 % (масс.) на сырье.
Расход технического водорода (свежего газа),
поступающего с установки каталитическогориформинга,
выше: от 0,6 до 1,4 % (масс.) на сырье, поскольку
в этом газе присутствуют балластные газы.
Установка гидродоочистки включает несколько
секций: нагревательную и реакторную, сепарацион-
но-стабилизационную и секцию очистки
водородсодержащего газа от сероводорода. Для установок
гидродоочистки депарафинированных рафинатов
характерен однократный пропуск сырья через реактор.
Водородсодержащий газ после очистки от
сероводорода снова присоединяется к исходному сырью и
непрерывно вводимому в систему свежему водород-
содержащему газу.
Во избежание понижения вязкости масла и его
температуры вспышки из масляного гидрогенизата
стремятся тщательно удалить растворенные газы и
отгон (легкие по сравнению с маслом жидкие фракции).
В промышленности получили распространение
установки гидродоочистки масел с
высокотемпературной (210—240 °С) сепарацией основной массы газов
от масляного гидрогенизата, что позволяет
исключить повторный нагрев гидрогенизата перед
удалением отгона. Технологическая схема одной из таких
установок представлена на рис. V-4 [7, 81.
Сырье, нагнетаемое насосом 22, проходит
теплообменник 20 и перед теплообменником 3 смешивается
с предварительно нагретыми в теплообменнике 4
газами: свежим техническим водородом и
водородсодержащий циркуляционным газом (который
подается компрессором 7). Газосырьевая смесь
поступает в змеевики печи / и затем в заполненный
катализатором реактор 2, где и осуществляется процесс
гидродоочистки. Движение смеси в реакторе
нисходящее, слой катализатора — неподвижный, а поскольку
суммарный тепловой эффект реакций невелик, то
охлаждающий газ (квенчинг-газ) в среднюю зону
реактора на подается. На данной установке
применяется реактор с одним слоем катализатора.
Основная масса сырья поступает в реактор в жидком со-
50

Газосырьевая смесь
Ху
I
2 3
U
•ф
■5
Вода
'Ч
Свежий газ
Сероводород
П
Секция
очистки
газа
XZJ
К вакуум-системе
Углеводородные
газы
Газы отдуда
-cSi-i
РИС. V-4. Технологическая схема установки гидродоочистки нефтяных масел:
I — трубчатая печь; 2 — реактор; 3, 4, 20 — теплообменники; 5, 21, 24 — холодильники; 6 — приемник; 7 — компрессор; 8 — редукционный
клапан; 9, 14 — высоко- и низкотемпературные сепараторы высокого давления; 10 — каплеуловитель насадочного типа; // — отпарная колонна;
12 — каплеотбойник; 13 — дроссельный клапан; 15 — осушительная колонна; 16 — конденсатор-холодильник; 17, 19, 22 — насосы; 18 —
сепаратор; 23 — фильтр.
стоянии, несмотря на испаряющее действие
сопровождающего газа.
В высокотемпературном сепараторе высокого
давления 9, куда направляется газопродуктовая смесь,
предварительно несколько охлажденная в
теплообменнике 3, происходит разделение смеси. Горячие
газы, охладившись в теплообменнике 4 и водяном
холодильнике 5, поступают в низкотемпературный
сепаратор высокого давления 14, а нестабильное
гидродоочищенное масло (содержащее растворенные
газы и отгон) проходит дроссельный клапан 8 и
направляется в отпарную колонну 11. Здесь за счет
снижения давления и продувки водяным паром
очищенного продукта удаляются газы и отгон.
Выходящая из тарельчатой колонны 11 сверху
смесь газов и паров поступает в водяной
конденсатор-холодильник 16. Полученная здесь трехфазная
смесь (две жидкости и газы) далее разделяется в
сепараторе 18: водный конденсат, собирающийся слева
от вертикальной перегородки, выводится из
сепаратора снизу; отгон из правого отсека сепаратора
забирается насосом 19 и отводится с установки.
Колонна 11 работает при небольшом избыточном
давлении.
С целью осушки масло по выходе из колонны 11
подают в колонну 15 вакуумной осушки, откуда
оно насосом 17 через сырьевой теплообменник 20,
водяной холодильник 21, фильтр 23 и доохладитель 24
выводится с установки в резервуар гидродоочищен-
ного масла. В фильтре 23 масло освобождается от
катализаторной пыли и твердых частиц —
продуктов коррозии.
Конденсат, собирающийся в небольшом
количестве в низкотемпературном сепараторе высокого
давления 14, поступает по линии с дроссельным
клапаном 13 в сепаратор 18. Водородсодержащий газ
высокого давления, уходящий из сепаратора 14
через каплеуловитель насадочного типа 10, очищается
практически при том же давлении от сероводорода
регенерируемым поглотителем в секции очистки
газа. Часть очищенного газа (отдув) отводится
если требуется, в топливную сеть. Основная же
масса газа после каплеотбойника 12 сжимается
компрессором 7 и, пройдя приемник 6 и теплообменник 4,
вновь смешивается с сырьем.
Схема движения газов и абсорбента (водного
раствора моноэтаноламина) в секции очистки газа от
сероводорода приведена на рис. VI-1 (см. далее
гл. VI).
Известны установки, на которых теплообменник 4
отсутствует и водородсодержащий газ смешивается
с сырьем перед теплообменником 20, а не перед
теплообменником 3.
Режим работы установки:
Остаточное давление в колонне
вакуумной осушки, кПа 13,3
Перепад давления в реакторе, МПа «0,1
Объемная скорость подачи сырья, ч"1 1—3
Расход циркуляционного газа на
жидкое сырье," м3/м3 300—500
Концентрация Н2 в циркуляционном
газе, % (об.) " Не менее 75
Катализатор Алюмокобальтмолибде-
повый или алюмоникель-
чолибденовый (размер
таблеток 4—4,5 мм)
Температура и давление потоков в основных
аппаратах:
Продукт Температу- Избыточное
ра, °С давление,
МПа
Газосырьевая смесь при входе
в змеевик печи >160 —
в реактор 280—330 <4,0
Газопродуктовая смесь в сепараторе
высокотемпературном 200—230 3,5—3,8
низкотемпературном «40 3,5—3,8
Гидродоочищенное масло
перед фильтром <130 —
в отпарной колонне 190—225 «0,3
Длительность работы катализатора от 10 до 60 мес,
расход его 0,01—0,03 кг на 1 т очищенного сырья.
Катализатор регенерируют около 1,5 сут, примерно
такое же время требуется для выполнения вспомога-
4*
51

тельных операций. На ряде установок отработанный
катализатор не регенерируют, а заменяют свежим.
Многие установки гидродоочистки нефтяных масел
имеют три параллельные взаимозаменяемые
технологические линии для одновременной раздельной
доочистки трех масел разной вязкости. Эти линии
обслуживаются общей секцией очистки
циркуляционного газа от сероводорода, а также общей системой
для проведения периодической окислительной
регенерации катализатора.
Установки, подобные рассмотренной, пригодны
для гидроочистки парафина-сырца с целью
осветления парафина и улучшения его стабильности.
Условия для его очистки подбираются такие, чтобы
требуемое качество парафина достигалось по
возможности без снижения температуры плавления и
увеличения содержания в готовом продукте масла;
содержание серы в очищенном продукте ниже, чем
в парафине-сырце. Важным показателем качества
многих сортов твердых парафинов является запах.
Отсутствие запаха —одно из требований стандарта
на товарный парафин высокого качества.
Установка гидроочистки керосина с применением
высокотемпературной сепарации
Установка, технологическая схема которой
представлена на рис. V-5, проектировалась согласно
первоисточнику * для понижения содержания серы
в сырье—керосине—с 0,166 до менее 0,001 %
(масс). Пропускная способность установки по сырью
3975 м3/сут; объем катализатора в реакторе 156 м3,
внутренний диаметр реактора 3,81 м.
Сырье насосом 4 направляется через
теплообменники 8 и 6 в линию смешения его с предварительно
нагретым в теплообменниках 12 я 5 водородсодержа-
щим газом. Полученная газосырьевая смесь про-
* Estefan S. L. — Hydrocarbon Processing, 1970, v. 49, N 12,
p. 85-92.
ходит змеевики печи 3 и при давлении 4,2—4,4 МПа
и температуре около 380 °С поступает в реактор /
с неподвижным слоем катализатора. Выходящая из
реактора снизу газопродуктовая смесь охлаждается
последовательно в кипятильнике 18 и
теплообменниках 5 и 6 и подается в сепаратор 9. Здесь, в
высокотемпературном (горячем) сепараторе 9, смесь
разделяется при давлении около 3,8 МПа на жидкую и
газопаровую фазы. Жидкая фаза, представляющая
собой гидроочищенный керосин с растворенными
в нем газами и фракциями бензина (отгон), после
сепаратора 9 подвергается физической
стабилизации в колонне 17.
Смесь газов и паров по выходе из сепаратора 9
(при высоком давлении) охлаждается в соединенных
последовательно теплообменниках 12 и 16. Перед
входом в теплообменник 12 в данную смесь
впрыскиваются конденсационная вода и раствор ингибитора
коррозии, поскольку участок от теплообменника 12
и до конденсатора-холодильника 15 включительно
наиболее подвержен коррозии кислым сульфитом
аммония. Предпочтительно, чтобы на этом участке
при температуре охлаждающегося потока ниже
177 °С скорость движения смеси не превышала
9 м/с. Поступающая из водяного конденсатора-
холодильника 13 трехфазная смесь разделяется при
давлении 3,7 МПа и температуре около 43 °С в
низкотемпературном (холодном) сепараторе 14. Отстоен-
ный от воды углеводородный конденсат, состоящий
преимущественно из бензиновых и легких
керосиновых фракций, по выходе из сепаратора 14
нагревается в теплообменнике 16 и поступает в
стабилизационную колонну 17.
Уходящий из сепаратора 14 водородсодержащий
газ, пройдя приемник И с каплеотбойником,
сжимается компрессором 10 примерно до 4,9 МПа и
затем объединяется со свежим газом — техническим
водородом. После нагрева в теплообменниках 12
и 5 смесь газов присоединяется к нагретому сырью,
Газы
X
\1
V
-А
Ц
fi
1
1
У-
юсь
£
Водородсодержащий газ
Газы и пары
ца очистку
керосин
РИС. V-5. Технологическая схема установки для гидроочистки керосина с применением высокотемпературной сепарации:
/ реактор; 2 — катализатор; 3 — трубчатая печь; 4,7 — насосы; 5, 6, S, 12, 16 — теплообменники; 9, 14 — сепараторы; 10 — компрессор;
/; _ приемник; 13 — конденсатор-холодильник; 15 — аппарат воздушного охлаждения; П — стабилизационная колонна; 18 — кипятильник.
52

Из стабилизационной колонны 17 сверху уходят
пары отгона и газы, а снизу —очищенный керосин.
Режим работы колонны выдерживается таким, чтобы
получить продукт с нужной температурой вспышки.
Температура низа этой колонны 267 "С, давление
0,44 МПа. Перед теплообменником 12 в поток
горячей газопаровой смеси впрыскиваются вода и раствор
ингибитора, при этом температура смеси
понижается до 205 °С. Далее смесь поступает в
теплообменник 12. В горячем сепараторе 9
газопродуктовая смесь разделяется при несколько более высокой
температуре.
Режим работы установки:
Рабочие условия Темпера- Избыточное
тура, °С давление,
МПа
Сырье при рходе в теплообменник S. . 70 5.27
Сырье по выходе из теплообменника 5 251 5,03
Водородсодержащий газ перед
смешением с сырьем 264 4,77
Газосырьевая смесь
при входе в змеевики печи 3 218 4,64
при входе в реактор /
в начале пробега 374 4,22
в конце пробега 383 4,36
при выходе из реактора 1 . . . — 4,15
в сепараторе 9 — 3^83
Горячая газопаровая смесь при входе
в теплообменник 12 205 3,83
Смесь — газы, углеводородный
конденсат, вода — при входе в сепаратор
14 43 3,73
Гидроочищенный керосин при выходе
из колонны 17 267 0,44
Смесь циркуляционного и свежего
газов в нагнетательной линии после
компрессора 10 71 4,92
Примечания:
1. В системе циркуляции водородсодержащего газа общий перепад
давления (после и до компрессора 10) составляет 1,19 МПа, что для
данных установок не считается чрезмерным. Однако расход энергии
на сжатие компрессором циркуляционного газа увеличивается с ростом
гидравлического сопротивления системы и при проектировании
величина этого сопротивления должна быть найдена достаточно точно.
2. Гидравлическое сопротивление реактора в конце рабочего
пробега существенно выше, чем в начале (0,21 и 0,07 МПа
соответственно).
3. При объединении нагретых потоков сырья и газа часть сырья
переходит в парообразное состояние (испаряющим агентом является
газ), на что затрачивается тепло, поэтому температура смеси
понижается в данном случае приблизительно на 35 °С.
4. В наиболее высокотемпературных теплообменных аппаратах
5, 6 и 18 через трубное пространство проходит газопродуктовая^смесь,
т. е. греющая среда, а через межтрубное — нагреваемая среда.
5. Температура газопродуктовой смеси при входе ее в сепаратор
9 поддерживается постоянной за счет изменения температуры сырья
перед теплообменником 6; часть холодного сырья можно
присоединять, пользуясь обводной линией (пунктир на схеме), к предварительно
подогретому сырью, выходящему из теплообменника 8.
6. Температура возвращаемого в нижнюю зону
стабилизационной колонны 17 продукта — рециркулята — регулируется изменением
количества газопродуктовой смеси, пропускаемой через кипятильник
и являющейся в данном случае теплоносителем.
7. В расчете на 1 м2 поперечного сечения реактора приходится
14,6 м'/ч сырья (в пересчете на жидкое сырье).
8. Отсутствие на установке блока очистки циркуляционного
газа от сероводорода объясняется, по-видимому, низким содержанием
серы в очищаемом керосине.
Гидроочистка тяжелых и вакуумных
газойлей *
Основное назначение процесса — гидрообессери-
вание тяжелых дистиллятов, например вакуумных
газойлей, являющихся в дальнейшем сырьем
установок каталитического крекинга или компонентами
малосернистых жидких котельных топлив, а также
сырьем для производства олефинов (пиролиз в
присутствии водяного пара) или высококачественного
электродного кокса.
Сырье и продукты. На очистку направляют
разные по фракционному и групповому составу, а также
по содержанию серы и азота тяжелые газойлевые
дистилляты, т. е. фракции, извлекаемые при
вакуумной перегонке мазутов и имеющие температуру
начала кипения 360—400 °С и конца кипения от 520
до 560 °С (в пересчете на атмосферное давление).
Нередко тяжелые газойли смешивают с более
легкими газойлями, вакуумными или атмосферными
(прямогонные дистилляты с температурой начала
кипения 230—250 °С и конца кипения около 360 °С).
Значение молекулярной массы вакуумных газойлей —
смеси фракций от 350 до 500 °С (разгонка по НТК) —
.обычно находится в пределах от 310 до 380 "С.
Повышение температуры конца кипения
вакуумного газойля, выделяемого из данного мазута,
сопровождается возрастанием вязкости (иногда до
12 мм2/с при 100 °С), а также показателя его
коксуемости [например, с 0,2 до 0,9 % (масс.) по Конрад-
сону, реже до 1,2 % (масс.)], увеличением
содержания в нем серы и азота, смол, тяжелых
ароматических углеводородов и металлов, в частности
ванадия, никеля и железа.
В результате же гидроочистки плотность,
вязкость и зольность газойля уменьшаются;
коксуемость по Конрадсону снижается значительно, но
температура плавления изменяется мало; большая
часть металлов (никель, ванадий) удаляется.
Групповой углеводородный состав изменяется в сторону
увеличения содержания моно- и полинафтеновых и
особенно моноароматических углеводородов на 10—
18 % (масс.) [13].
Характеристики нескольких образцов вакуумных
газойлей до и после гидроочистки, по данным [14],
приведены ниже:
Показатели

Характеристика сырья
Содержание серы,
% (масс.)
Начало кипения, °С
Конец кипения, °С
Плотность при 15 °С,
кт/м3

Характеристика
очищенного газойля
Содержание серы,
% (масс.)
Начало кипения, °С
Плотность при 15 °С,
кг/м3
Выход ** на сырье, %
(масс.)
Расход Н2 на
реакции, % (масс.) на
сырье
№ I
1,76
398
544
929
0,24
330
889
93,8
Обр
№ 2
2,20
210
588
910
0,2
882
96,0 ***
0,69
азцы сырья
№ 3
2,80
371
538
908
0,2
180
888
96,0
0,57
№ 4
2,80
371
(10 %)
538
(90 %)
915
0,15
177
886*
96,5
0,73
№ 5
2,96
371
566
927
0,10
204
890
96,4
0,70
* Раздел представлен в увеличенном объеме, так как
процесс гидроочистки тяжелых дистиллятов перспективен, а
сведения по этому процессу опубликованы в многочисленных
источниках.
* Принятое значение.
** Определялся путем пересчета % (об.).
*** Коксуемость этого продукта равна 0,2 % (масс.) при
коксуемости сырья 0,7 % (масс).
53

Влияние гидроочистки на вязкость и
температуру плавления показано на примере двух образцов
вакуумных газойлей [13, 14]:
Показатели
Пределы кипения, СС
Содержание, % (масс.)
серы
азота
Плотность при 15 °С,
кг/м3
Вязкость
кинематическая при 100 'С,
мм2/с
Температура
плавления, °С
Расход Н2, м3/м3
сырья
Глубина обессери-
вания, %
Образец 1
сырье
441—566
1,68
—
925
10,5
35
45—49
81,7
продукт
0,31
—
907
8,8
35
—
—
Образец 2
сырье
398—544
1,76
0,150
929
П,4
40,6
До 71
86,4
продукт
330—537
0,24
0,098
889
8,9
37,8
—
—
Условия проведения процесса гидроочистки
различны в зависимости от применяемого сырья и
используемого катализатора. Вакуумные газойли
подвергают гидрообессериванию при более высоких
давлениях и значительно меньших объемных или
массовых скоростях, чем легкие газойли.
Средние по фракционному составу дистилляты
легче обессеривать, чем вакуумные газойли; при
разбавлении вторых первыми катализатор используется
лучше, что позволяет снизить давление и расход
водорода [15].
С повышением в сырье содержания коксообра-
зующих соединений и металлов уменьшается
активность катализатора, поэтому процесс гидроочистки
приходится вести при более высокой температуре
или с меньшей скоростью подачи сырья в реактор.
Основная часть тяжелого вакуумного газойля
поступает в реактор в жидком состоянии, несмотря
на значительную мольную концентрацию в
газосырьевой смеси водорода и других газов,
способствующих испарению жидких фракций.
Максимальная температура при жидкофазном
процессе на 20 °С выше (400 вместо 380 °С)
температуры для парофазного процесса, а среднее количество
циркуляционного газа больше примерно в 1,5 раза.
Ниже даны режимы работы реакторов при жидко-
фазном (капельном) и парофазном гидрообессери-
вании дистиллятов [14]:
Показатели
Сырье
Температура, °С .
Давление, МПа .
Массовая скорость
подачи сырья, т/(м3-
Количество ци(.
ционного газа,
1 т сырья . . .
ч)
KV
MJ

типа
Жидкофазный
режим
Керосиновые,
тяжелые газой-
левые и
вакуумные
дистилляты
300—400
3—10
1—5
50—300
Парофазныи
режим
Бензиновые или

бензино-керосиновые
дистилляты (до 250 °С)
300—380
2—4
4—6
40—200
В ходе межрегенерационного пробега установок
температуру в реакторах приходится повышать
в целом иногда на 30—40 °С (А^). Наблюдается также
рост перепада давления (АР) в реакторном блоке,
что приводит к увеличению расхода энергии на
перемещение циркуляционного газа и сырья (при
выполнении проектов важно правильно оценить или
выбрать значения А* и АР, а также теплового эффекта
реакции).
На одной из заводских установок с тремя последовательно
соединенными реакторами при гидроочистке сравнительно
легкого вакуумного газойля (до 463 °С выкипает 98% масс),
выделенного из арланской нефти, за полтора года работы
(второй цикл) температура в реакторах была повышена с 350 до 385—
390 °С; в течение этого же периода суммарный перепад давления
возрос с 0,18 до 0,45 МПа, в том числе в первом реакторе с 0,08
до 0,23 МПа при общем избыточном давлении в реакторном блоке
около 3,3 МПа. Остальные условия работы реакторов данной
установки следующие: объемная скорость подачи сырья 0,9—
1,2 ч"1; отношение циркуляционный газ: сырье 400—600 м3/м3;
концентрация водорода в циркуляционном газе 75—85 % (об.),
а содержание в нем сероводорода после моноэтаноловой очистки
0,05—0,10 % (сб.); катализатор — алюмокобальтмолибденовый,
регенерированный после первого цикла работы. Содержание
серы в газойле — сырье для каталитического крекинга —
уменьшилось с 2,5—3,5 до 0,4—0,6 % (масс), а коксуемость
с 0,17 до 0,04% (масс.) [16].
На установках для гидроочистки дистиллятов
в цилиндрических вертикальных реакторах с
неподвижными слоями катализатора широко
применяют алюмокобальтмолибденовые либо алюмони-
кельмолибденовые катализаторы. При
сопоставлении катализаторов установлено, что А1—Со—Мо
катализаторы более эффективны в отношении
удаления серы, а А1—Ni—Мо катализаторы —в
отношении удаления азота и насыщения ароматических
соединений и олефинов [17, 18]. Известны гидро-
обессеривающие катализаторы с повышенной
активностью в отношении удаления азота из керосиновых
дистиллятов, атмосферных и вакуумных газойлей,
а также мазутов. Так, фирма Procatalise (Франция)
выпускает три сорта катализатора такого типа на
носителе А1203 [19]:
Индекс
катализатора
Форма частиц
Размер
частиц, мм
Активные
компоненты
HR 306 Экструдаты 1,2 Со—Мо
HR 145 Сферическая 2—4 Ni—Мо
HR 346 Экструдаты 1,2 Ni—Мо
Сроки службы катализаторов (от 36 до 48 мес)
для процессов гидрообессеривания легких, тяжелых
и вакуумных газойлей одинаковые, однако
производительность катализаторов различна, поскольку
гидрообессеривание каждого вида сырья ведут с
разной объемной скоростью.
При гидроочистке тяжелых гайзойлей
производительность за цикл равна в среднем 24 м3 сырья на
1 кг катализатора [20]. Оптимальное число циклов,
обосновываемое главным образом экономическими
соображениями, зависит от характеристик сырья,
метода регенерации катализатора, скорости
падения его эффективности и т. д. Каналообразование
в слое находящегося в реакторе катализатора
сокращает срок его службы.
Выход очищенного газойля, включая
образующиеся в процессе керосиновые фракции, составляет
94—96 % (масс.) на сырье. При этом общий выход
наиболее легких углеводородов (Q—С4) обычно не
превышает 0,8 % (масс), а бензиновой фракции —
1,5 % (масс). Суммарный выход сероводорода и
аммиака зависит от качества исходного газойля и
глубины его очистки. Полнота удаления серы может
достигать 97 % (масс), но во многих случаях
ограничиваются 80—90 % (масс). Содержание азота
уменьшается в меньшей степени. С увеличением
содержания в сырье серы и с углублением его очистки
образуется больше газов и бензина, а целевого
жидкого очищенного продукта меньше, Поскольку обра-
54

зующиеся при гидроочистке керосиновые фракции
чаще всего из газойля не удаляют, то целевой
продукт имеет пониженную температуру начала
кипения. Если продукт является сырьем для установки
каталитического крекинга, то бензин к нему обычно
не присоединяют, так как последний имеет низкое
октановое число.
Ниже даны примеры гидроочистки газойля
с высоким содержанием азота и качество гидроочи-
щенного продукта по данным фирмы Chevron
Research, США:
Показатели
Номер пробега
.Va 1
№ 2
№ 4
Параметры процесса
Температура, "С
Давление, МПа
Количество
циркуляционного газа,
м'/м0 сырья
Парциальное
давление водорода, МПа
Расход Н2, ма/м3
сырья
Расход Н2, % (масс.)
368
5,3
229
4,22
39
0,37
368
7,0
253
5,55
65
0,61
396
7,0
262
5,55
86
0,82
396
7,0
607
4,99
100
0,94
К а ч е с т
Плотность при
15 °С, кг/мЭ
Анилиновая
точка, °С
Содержание, %
(масс.)
серы
общего азота
во гидрогени
932
63
0,14
0,32
929
66
0,08
0,25
з а т о в
919
63
0,03
0,17
905
65
0,024
0,047
Мощность установок. Насчитывается большое
число заводских установок для гидрообессеривания
или гидроочистки газойлей, в том числе
вакуумных, мощностью от 1000 до 7000 т сырья в сутки.
На многих из них применяются реакторы с двумя
или тремя слоями катализатора, с аксиальным
вводом газосырьевой смеси и нисходящим потоком
реагирующей смеси. В зоны между слоями
катализатора вводится охлаждающий водородсодержащий
газ (квенчинг-газ)—ответвляемая часть смеси
циркуляционного газа со свежим. Даже на крупных
современных установках обычно ограничиваются одним
реактором. Например, на одной из установок
производительностью 7000 т/сут газойля с глубиной обес-
серивания 90 % (масс.) имеется только один реактор
(диаметр около 4,2 м, толщина стенок 140 мм, масса
более 200 т [21]).
Массовые скорости в змеевиках трубчатых печей. Выбор
и обоснование размеров нагревательных труб и числа
параллельных сырьевых потоков является важным этапом при расчете
трубчатых печей. Значения удельной массовой скорости сырьевой
смеси в нагревательных трубах рассчитываемой печи в пределах
от 264 до 352 кг/(см2- ч) рассматриваются как типичные для
сырьевых печей, эксплуатируемых на установках гидроочистки и
гидрокрекинга. Значительно меньшие удельные массовые
скорости [79—123 кг/(см2-ч)] приводятся для труб печей (сырьевой
и повторного нагрева), находящих применение на установках
каталитического риформинга. Для средней удельной тепловой
напряженности поверхности радиантных труб в сырьевых печах
установок гидроочистки и гидрокрекинга типичной величиной
считается 113,5 МДж. Здесь речь идет о наружной поверхности
радиантных труб одностороннего облучения, расположенных
с шагом 20 вблизи огнеупорных стен и потолка [22].
Технологическая схема установки гидроочистки
высококипящих газойлей. На рис. V-6 представлена
схема установки для гидрообессеривания тяжелых
дистиллятов, таких, как вакуумные газойли [по
лицензии фирмы ARCO Petroleum Products [14].
На данной установке высокотемпературная
сепарация фаз проводится непосредственно после реактора.
Особенностью является также ориентированное
расположение частиц катализатора в реакторе, что
достигается проведением специальной операции при
заполнении аппарата катализатором.
Исходное сырье, нагнетаемое насосом 3,
смешивается с водородсодержащий газом (свежим и
очищенным циркуляционным), подаваемым
компрессором /. Полученная газосырьевая смесь нагревается
последовательно в теплообменниках 6 и 12, затем
в змеевиках трубчатой печи 2. В теплообменнике 6
греющей средой является смесь газов и паров,
выходящих из высокотемпературного (горячего)
сепаратора 5, а в теплообменнике 12 — стабильный
гидроочищенный газойль (целевой продукт
установки).
Циркуляционный очищенный газ
&£-—»- Газы omdyfia
Газы
стабилизации
Газойль
очищенный
франция
РИС. V-6. Технологическая схема установки гидрообессеривания высококипящих газойлей (вариант с высокотемпературной
сепарацией фаз):
/ — компрессор; 2 — печь; 3, 14, 15 — насосы; 4 — реактор; 5,9— сепараторы; 6, 12, 17 — теплообменники; 7, 13 — аппараты воздушного
охлаждения; 8 — холодильник; 10, 18 редукционные клапаны; // — отпарная колонна; 16 — приемник.
55

Процесс гидрообессеривания протекает в
реакторе 4 с неподвижными слоями катализатора и
нисходящим потоком реагирующей смеси. Для
регулирования температуры по высоте реактора в одну или
большее число зон между слоями катализатора
вводится охлаждающий водородсодержащий газ (квен-
чинг-газ), ответвляемый от основного потока смеси
газов.
Выходящая из реактора снизу газопродуктовая
смесь разделяется в горячем сепараторе 5. Жидкость
из сепаратора направляется далее через
редукционный клапан 10 в отпарную колонну //. Газопаровая
смесь охлаждается в теплообменнике 6 и аппарате
воздушного охлаждения 7; образовавшийся при этом
углеводородный конденсат доохлаждается вместе
с газами в водяном холодильнике 8 и затем, пройдя
низкотемпературный сепаратор высокого давления 9,
присоединяется к гидроочищенным высококипящим
фракциям газойля, уходящим из сепаратора 5.
Гидрообессеренная продуктовая смесь
продувается в отпарной колонне 11 водяным паром с целью
удаления нижекипящих фракций (отгон) и
достижения нормированной температуры вспышки.
Водородсодержащий газ по выходе из холодного
сепаратора 9 очищается в секции очистки газа от
сероводорода регенерируемым раствором этанол-
амина. С помощью компрессора / очищенный газ
возвращается как циркуляционный в линию
смешения с сырьем. Предусмотрен вывод с установки части
очищенного газа (отдув) через клапан 18. В
нагнетательную линию компрессора / вводится свежий
водородсодержащий газ.
После теплообменника 12 не полностью
охлажденный гидрообессеренный газойль подается
насосом 14 в теплообменные аппараты 17 (на схеме
показан один) для использования избыточного тепла
и охлаждения до требуемой температуры. Отпарная
колонна 77 в данном случае является
стабилизационной колонной и обслуживается
конденсатором-холодильником 13. Одна часть легкой фракции
(отгона), собирающейся в приемнике 16, насосом 15
подается как орошение в колонну 11, а другая —
выводится с установки. Из приемника 16 сверху
уходят газы стабилизации.
Материальные балансы для различных видов
сырья приведены ниже. Материальный баланс
гидроочистки вакуумного газойля арланской нефти на
пилотной установке при следующих условиях:
температура 380 °С, давление 5 МПа; объемная скорость
подачи сырья 0,7 ч"1, отношение циркуляционный газ:
сырье равно 850 м3/м3 [23]:
Взято, % (масс.)
Вакуумный газойль 100,00
Водород на реакции 0,56
Водород избыток 0,36
Итого 100,92
Получено, % (масс.)
Сероводород 3,23
Аммиак 0,07
Углеводородные газы 0,76
Бензиновая фракция (к. к. 200 Т.) 3,47
Очищенный газойль 92,64
Итого 100,17
Потери при гидроочистке 0,36
Потери при перегонке 0,39
Итого 100,92
Характеристики исходного газойля арланской
нефти и очищенного газойля приведены ниже:
Показатели До очистки После
очистки
Плотность при 20 °С, кг/м3 .... 917 881
Содержание, % (масс.)
серы 3,20 0,17
азота 0,11 0,06
Коксуемость, % (масс.) 0,22 0,08
Фракционный состав (разгонка по
ГОСТ), °С
н. к. 203 230
10 % 349 341
50 % 411 386
90 % 479 452
к. к 508 488
Групповой состав, % (масс.)
метано-нафтеновые углеводороды 37,2 54,0
ароматические углеводороды . . 59,5 45,0
смолы 3,3 1,0
Материальные балансы процессов гидроочистки
и легкого гидрокрекинга вакуумных газойлей с
разным содержанием серы, но сравнительно близкого
фракционного состава:
Показатели
Гидроочистка [12],
вакуумный газойль
западио-сибирской
нефти
Легкий
гидрокрекинг [14],
вакуумный газойль
ближн е - восточн ой
нефти
X а р а к т е
Пределы кипения, °С
Плотность при 15 °С,
кт1м3
Содержание серы, %
(масс.)
Р
истика сырья
328—540
1,7
340—560
912
2,7
Материальный баланс
Взято, % (масс.)
Сырье
Водород (100 %-ный)
на реакции
Итого . . . .
Получено, %
(масс.)
Жидкие продукты в
том числе
бензиновые
фракции
керосиновые
фракции
160—350 °С
180—340 °С
газойль
Углеводородные газы
Сероводород и аммиак
Итого . . . .
100,00
0,75
100,75
97,40
1,00 (до 160
12,10
—
84,30 (>350
1,77
1,58*
100,75
X)
°С)
100,00
1,60
101,60
95,30
11,4 (до 180
—
21,10**
62,80 (>340
3,50 ***
2,80
101,60
"С)
°С)
* Из них 1,55 % (масс.) H2S.
** В том числе 1 % (масс.) фракции 180 —230 °С.
*** До С* включительно.
Материальные балансы и качество
гидроочищенных вакуумных газойлей из чекмагушской нефти
в зависимости от объемной скорости (температура
процесса 370 °С, давление 5 МПа) [24]:
56

Показатели

Вакуумный
газойль
Объемные скорости подачи
сырья, ч-1
10,0
2,0
Характеристика
и д р о о ч и ш, е н п ы х
сырья и
азойлей
Плотность при 20 ПС,
кг/м3
Фракционный состав,
°С
н. к.
выкипает, % (об.)
до 300 °С
до 400 °С
до 500 °С
Коксуемость по Коп-
радсону, % (масс.)
Температура
застывания, °С
Содержание, % (масс.)
серы
азота
никеля и
ванадия (г/т)
915
330
40,5
89,0
0,33
25
3,02
0,4
2,68
901
200
47
92
0,19
24
2,16
0,35
1,55
893
197
4,0
47,5
84,5
0,11
23
1,54
0,12
1,46
0,5
200
4
52
94
0,1
24
0,64
0,64
0,56
Показлтели

Вакуумный
газойль
Объемные скорости подачи
сырья ч-1
10,0
2,0
Материальный баланс
Взято, % (масс.)
Вакуумный газойль
Водород
Итого
100,0
0,39
100,0
0,75
100,39 100,75
Получено,
(масс.)
Газ сухой
Сероводород
Гидрогенизат
Потери
Итого
0,68
0,91
98,69
0,11
100,39
1,18
1,57
97,93
0,07
100,75
0,5
100,0
1,05
101,05
3,14
2,53
95,37
0,01
101,05
Глава VI
Разделение и переработка газов
Установка очистки углеводородных газов
от сероводорода раствором этаноламина
В Советском Союзе для очистки углеводородных
газов от сероводорода наибольшее распространение
получил процесс очистки моноэтаноламином (МЭА),
а за рубежом чаще используют диэтаноламин (ДЭА)
и совсем редко из-за малой поглотительной
способности,— триэтаноламин (ТЭА). Если принять
поглотительную способность по отношению к
сероводороду у моноэтаноламина за 100 %, то у диэтанол-
амина она составит 40 %, у триэтаноламина —
меньше 15%. Правда, с повышением давления
растворимость сероводорода быстрее увеличивается у три-
Кислые газы
этаноламина, так что поглотительные способности
при повышении давления абсорбции начинают
выравниваться.
Основными аппаратами этаноламиновой очистки
газов являются абсорбер и десорбер колонного типа
с насадкой или тарелками. Технологическая схема
типовой установки очистки углеводородных газов
от сероводорода и диоксида углерода раствором
моноэтаноламина приведена на рис. VI-1.
Производительность установки по сырью 170 тыс. т/год.
Очистка газа проводится в две ступени.
Поступающий на очистку газ попадает в сепаратор для
отделения сопутствующего ему конденсата.
Выходящий с верха сепаратора / газ направляется в низ
Очищенный газ
X
Ш ч%-1
Пары водя-
■ — ные и
поглотителя
~L Раствор
щелочи,
-18
Пар
1, 13
Высококипя -
щие продукты
РИС. VJ-1. Технологическая схема установки этаноламиновой очистки газов:
газосепараторы; 2,9 — абсорбционные колонны; 3. 10. 15 — водяные холодильники; 4. 11 — серия теплообменников; 5, 7, 12, 19 — насосы;
6, 14 — десорберы; 8, 17 — паровые кипятильники; 16 — газоводоотделитель; 18 — отгонная колонна.
57

абсорбционной колонны 2, где, поднимаясь вверх,
он контактирует на тарелках (или насадке) с 15—17%-
ным водным раствором моноэтаноламина,
подаваемого в колонну сверху. В колонне имеется 22—24
ситчатых тарелки (или 15 м насадки из колец Ра-
шига). Насадочный абсорбер превосходит
тарельчатый по скорости абсорбции и коэффициенту массо-
передачи в два раза. Температура в колонне 2
25—40 °С, давление 1,47—1,57 МПа. Частично
очищенный газ выводится из колонны сверху и подается
в низ абсорбционной колонны 9. На верх этой
колонны вводится 10—12 %-ный раствор МЭА.
Устройство колонны 9 аналогично устройству колонны 2;
температура в колонне 9 20—40°С, давление 1,37 —
1,47 МПа. Если нужно снизить содержание
диоксида углерода до 0,001 % (об.), давление на II
ступени очистки следует повысить до 2,45—2,94 МПа.
Выходящий с низа колонны 2 насыщенный
раствор МЭА нагревается в теплообменниках 4 до 80—
90 °С регенерированным раствором МЭА и поступает
в десорбер 6. Десорбер представляет собой колонный
аппарат, оборудованный 14—16 ситчатыми или
желобчатыми тарелками и работающий при давлении
0,15—0,20 МПа. Низ колонны отгорожен глухой
тарелкой, с которой раствор МЭА перетекает в
кипятильник 8, где подогревается и с температурой
около 130 °С возвращается в колонну 2 под глухую
тарелку. В десорбере удаляются остатки
сероводорода и диоксида углерода. Регенерированный
раствор МЭА насосом 7 направляется в
теплообменники 4, водяной холодильник 3 и с температурой
20—30 °С возвращается в колонну 2. Туда же
насосом 5 подается свежий раствор МЭА.
Очищенный углеводородный газ, выходящий с
верха абсорбционной колонны 9, проходит
газосепаратор 13, затем выводится с установки.
Насыщенный раствор МЭА с низа колонны 9 нагревается
в теплообменниках 11 и проходит регенерацию в
десорбере 14. Регенерированный раствор МЭА с низа
десорбера 14 забирается насосом 12, прокачивается
через теплообменники 11 и холодильник 10 и
возвращается на абсорбцию в колонну 9. Низ десорбера 14
подогревается за счет тепла кипятильника 17.
Выходящие с верха десорбера 14 сероводород и диоксид
углерода направляются в десорбер 6. Вместе с десор-
бированными H..S и С02 после I ступени очистки газы
проходят водяной холодильник 15, где
конденсируются водяные пары, и попадают в
газоводоотделитель 16. С верха газосепаратора выводятся кислые
газы (сероводород, диоксид углерода и примеси),
а снизу — водный конденсат, который насосом 19
направляется в десорбер 6.
В результате побочных реакций моноэтаноламина
с диоксидом углерода и присутствующими в
углеводородном газе кислородом, сероуглеродом,тиоокси-
дом углерода и другими соединениями образуется
сложная смесь, имеющая высокие температуры
кипения. С сероводородом, например, в присутствии
кислорода образуется тиосульфат, не
регенерируемый в условиях очистки моноэтаноламином.
Количество образующихся побочных продуктов примерно
0,5 % (масс.) на циркулирующий раствор МЭА.
Во избежание накопления в системе нерегенерируе-
мых продуктов часть раствора МЭА с низа
десорбера 14 насосом 12 направляется на разгонку в
колонну 18 (часто вместо колонны ставят периодически
действующий перегонный куб), куда подается
раствор щелочи. Выделившиеся при разгонке водяные
пары и пары моноэтаноламина возвращаются в
десорбер 14, остаток высококипящих продуктов
сбрасывается в канализацию. Температура в отгонной
колонне вверху 170 СС, внизу 200 °С; часто разгонку
ведут в вакууме.
Расходные показатели установки очистки
моноэтаноламином производительностью по сырью
170 тыс. т в год:
Водяной пар, тыс. т 56,6
Электроэнергия, тыс. кВт-ч 900
Раствор щелочи 42 %-нон, т 246
Вода при 25 °С, тыс. м3 2920
Моиоэтаноламнп (80 %-пын), т 91
Содержание сероводорода и оксида углерода
в газе до и после очистки:
Содержание, % (в масс.) До очистки очистки
Сероводород 3,34 0,0008
Оксид углерода 0,67 0,08
Абсорбционно-газофракционирующая
установка (АГФУ)
Назначение абсорбционно-газофракционирую-
щей установки — разделение смеси жирного газа
и нестабильного бензина на сухой газ, стабильный
бензин и в зависимости от потребностей на фракции
углеводородов С3, С4 и С5. Совместное разделение
предельных и непредельных углеводородов
нецелесообразно, так как непредельные углеводороды
ценнее и их легче отобрать с наибольшей полнотой.
Однако принципиальных отличий в схемах их
разделения нет [2].
Получаемый на установке сухой газ должен
содержать в среднем 15—25 % (об.) метана, 60 —
70 % (об.) этана и 10—15 % (об.) пропана. В про-
пановой фракции пропана должно быть не менее
96 % (об.) (марка А) или не менее 92 % (об.) (марка
Б), в изобутановой изобутана не менее 95 % (об.)
(марка А) или не менее 87 % (об.) (марка Б), в бута-
новой фракции бутана не менее 96 % (об.) (марка А)
или не менее 93 %(об.) (марка Б). Качества изо-
пентановой, пентановой и гексановой фракций
определяются соответствующими стандартами,
требования к качеству стабильного бензина должны
соответствовать внутризаводским нормам [2].
В связи с жесткими требованиями,
предъявляемыми к получаемым газам по содержанию в них
сероводорода, в схемах АГФУ предусмотрены блоки
очистки сырья от сероводорода (на схеме они не
показаны). Используют моноэтаноламиновую и три-
калийфосфатную очистки. Получаемый сероводород
служит ценным сырьем для химической
промышленности. При эксплуатации блока очистки особое
значение имеет четкая работа теплообменника,
который часто выходит из строя в результате
коррозионных повреждений.
В случае дальнейшей низкотемпературной
ректификации или каталитической переработки фракций,
получаемых на установке, в присутствии
чувствительных к влаге катализаторов, газы необходимо
предварительно осушить (во избежание образования
гидратов или льда, а также коррозионного
поражения оборудования). Осушку газов (на схеме также
не показана) осуществляют методами абсорбции
водным раствором диэтиленгликоля или адсорбции,
на силикагеле, оксиде алюминия или цеолитах.
58

Фракций С3 g
Нестабильный
бензин
Фракций ШО-Gj,
УНирный
газ
Стабильный
бензин
РИС. VI-2. Принципиальная схема абсорбционно-газофракционирующей установки (АГФУ):
I — насосы; 2 — холодильники; 3 — фракционирующий абсорбер; 4 — сепаратор-каплеотбойник; 5 — трубчатая печь; 6 — теплообменник;
7, 10, 12, 13 — ректификационные колонны; 8 — аппараты воздушного охлаждения; 9 — приемники; И — подогреватели-кипятильники.
Жирный газ, состоящий преимущественно из
предельных углеводородов, поступает с установок
первичной переработки нефти AT и АВТ,
гидрокрекинга, каталитического риформинга и некоторых
других. Жирный газ, состоящий из непредельных
углеводородов, поступает с установок
каталитического и термического крекинга, пиролиза и коксова- ,
ния. Состав сырья определяет режим процесса,
причем это влияние состава сырья одинаково при
фракционировании предельных и непредельных
углеводородов. Наибольшее влияние на работу
фракционирующего абсорбера оказывает изменение
концентрации углеводородов Q —С3 в жирном газе.
Например, с повышением содержания
углеводородов С3 в сырье необходимо увеличить расход
абсорбента на 10—15 % (масс). Кроме того, следует
повысить расход водяного пара в подогревателе
колонны для отпаривания большего количества
пропана и усиления режима охлаждения при
конденсации паров с верха этой колонны, а также перевода
питания колонны на лежащие выше тарелки.
Технологическая схема установки приведена
на рис. VI-2. Компримированный в две ступени
(на схеме не показано) до давления 1,2—2,0 МПа
жирный газ поступает в среднюю часть
фракционирующего абсорбера 3. Несколькими тарелками выше
из резервуарного парка сырьевым насосом подается
по одному из трех вводов (в зависимости от
содержания пентановых углеводородов). нестабильный
бензин. Обычно в абсорбере 3 имеется 40—50
тарелок, распределенных примерно поровну между
абсорбционной и десорбционной секциями. Из
используемых в абсорберах тарелок наиболее эффективными
являются клапанные. Применение
секционирования тарелок, уменьшающего эффект поперечного
перемешивания, и внедрение прямоточного
взаимодействия фаз позволяет в 2—3 раза
повысить производительность оборудования. Давление
во фракционирующем абсорбере —от 1,2 до
2,0 МПа.
С верха абсорбера 3 уходит сухой газ с
содержанием углеводородов С3 —С5 не более 10—15 % (об.).
В сепараторе 4 от него отделяется конденсат, а сухой
газ направляется в заводскую топливную сеть.
Абсорбер оборудован системой циркуляционных
орошений для съема тепла абсорбции. Тепло для
отпаривания углеводородов Q —С2 подается в низ
абсорбера с помощью «горячей струи». Для этого
продукт с низа абсорбера забирается насосом /,
проходит один поток трубчатой печи 5 и вводится
в абсорбер 3 под первую ректификационную
тарелку.
Регенерированный абсорбент (ненасыщенный
стабильный бензин) через теплообменник 6 и
холодильник 2 подается на верх абсорбера в один из трех
вводов (в зависимости от содержания углеводородов
Q —С2 в жирном газе и во избежание уноса
абсорбента).
Деэтанизированный бензин, насыщенный
фракциями С3 — С5, после подогрева в теплообменнике 6
подается по одному из трех вводов в
стабилизационную колонну 7 для отделения сжиженного газа —
рефлюкса (углеводороды — пропан, бутан и пентан).
Пары рефлюкса (головная фракция стабилизации)
с верха колонны 7, сконденсировавшись в
холодильнике 2, поступают в приемник 9.
Тепло для отпаривания легких углеводородов от
стабильного бензина вводится в низ колонны
«горячей струей». Для этого бензин с низа этой колонны
забирается насосом /, и часть его нагревается в
змеевиках трубчатой печи 5 (второй поток) и поступает
под нижнюю ректификационную тарелку колонны 7
(другая часть стабильного бензина направляется
на орошение абсорбера 3).
59

Часть конденсата из приемника 9 подается
насосом на орошение колонны 7, а избыток — в
ректификационную колонну 10 для выделения фракции С3.
В этой колонне пропановая фракция отделяется
от изобутен-бутан-пентановой. Пары ее после
конденсации в аппарате воздушного охлаждения 8
поступают в приемник 9. Часть фракции С3 через
холодильник 2 выводится в товарный парк, а
основное количество служит орошением, подаваемым на
верх колонны 10. Тепло в низ этой колонны
подводится с помощью подогревателя И, в трубное
пространство которого подается водяной пар. Продукт
из подогревателя направляется в колонну 12 для
отделения изобутан-бутановой фракции от пента-
новой. Низ колонны 12 также снабжен
подогревателем-кипятильником 11, из которого через
холодильник 2 в сырьевой парк отводится пентановая
фракция.
Пары изобутан-бутеновой фракции,
сконденсировавшись в аппарате воздушного охлаждения 8
и конденсаторе 2, поступают в приемник 9, откуда
часть конденсата идет на орошение колонны 12, а
остальное количество — на питание колонны 13.
В колонне 13 отделяется изобутановая фракция;
пары ее конденсируются в аппаратах 8 и 7, стекают
в приемник 9 и, охладившись в холодильнике 2,
направляются в товарный парк. Бутановая
фракция откачивается из кипятильника // через
холодильник 2.
Технологический режим АГФУ проектной
мощности 417 тыс. т/год и характеристика аппаратов:
Показатели Абсор- Колон- Колон- Колен-
бер 3 на 7 на 10 на 12
Давление, МПа .... 1,35 0,93 1,73 0,59
Кратность орошения .. — 2:1 3:1 3:1
Температура, °С
верха 35 78 44 48
сечения питания 40 150 86 61
низа 130 218 107 106
Диаметр, мм 1800 2400 1400 1800
Расстояние между
тарелками, мм — 600 450 500
Примечания:
1. Для получения индивидуальных фракций высокой степени
чистоты (99.9 % об.) необходимо большое число ректификационных
тарелок (до 200 и выше). Поэтому сооружают две колонны,
работающие по одноколонной схеме, причем подогреватель имеется только
у первой колонны, а конденсатор-холодильник, сборник и ввод
орошения — у второй.
2. Увеличение давления во фракционирующем абсорбере с 1,0 —
1,5 до 4,0 МПа и снижение температуры с 35 — 40 до минус 15—40 °С
позволяет получить из сухого газа этановую фракцию и обеспечить
более полное извлечение пропана (содержание пропана в сухом газе —
не более 2—3 % об.).
3. Особенностью приведенной схемы АГФУ является совмещение
стабилизации бензина с абсорбцией газа и то, что здесь абсорбентом
служит стабильный бензин.
Установка сернокислотного алкилирования
изобутана бутиленами
Установка предназначена для алкилирования
изобутана бутиленами в присутствии серной кислоты.
Сырьем процесса служит бутан-бутиленовая фракция
с газофракционирующей установки, в которой
массовое соотношение изобутана к бутиленам составляет
не менее 1,1 : 1. Сырьем может быть также смесь
пропилена, бутиленов и амиленов с изобутаном [3].
В качестве продуктов процесса алкилирования
получают авиационный и автомобильный алкилаты
и отработанную фракцию, которая представляет
собой в основном смесь пропана и н-бутана. Выход
алкилата в расчете на олефины составляет 160—
180 % (масс), соотношение между авиа- и авто-
алкилатами колеблется от 0,95 : 0,05 до 0,90 : 0,10.
Автоалкилат образуется в основном в результате
побочной реакции при полимеризации олефинов.
Авиаалкилат плотностью при 20 °С 698—715 кг/м3
и автоалкилат имеют следующий фракционный состав
(разгонка по ГОСТ 2177—66), °С:
Температура, °С Авиаалкилат Автоалкилат
н. к 47—57 170—175
10% . . 75—87 173—188
20 % 83—90 174—176
50 % ... 100—104 177—198
90 % ... 111 — 121 204—254
к. к 150—170 205—301
При работе только на бутиленовом сырье
октановое число авиаалкилата по исследовательскому
методу достигает 99 (без ТЭС), при работе на
смешанном олефиновом сырье оно составляет 92—96 (без
ТЭС), а по моторному методу 90—94 (без ТЭС).
Октановое число автоалкилата по
исследовательскому методу равно 80—84 (без ТЭС); автоалкилат
может служить компонентом дизельного топлива.
В процессе в качестве катализатора применяют
96—98 %-ную, считая на моногидрат, серную
кислоту. Расход катализатора на 1 т алкилата зависит
от содержания олефинов в сырье: для пропиленового
сырья — 190 кг, для бутиленового сырья — от 80
до 100 кг, для амиленового сырья — 120 кг.
Объемное соотношение кислота : углеводороды
поддерживается в реакционной зоне от 1:1 до 2:1.
Поскольку кислотные свойства серной кислоты в
растворе углеводородов значительно выше, чем в воде,
снижение активности катализатора при алкилиро-
вании будет зависеть от разбавления ее водой.
Поэтому нужна тщательная осушка сырья перед
подачей в зону реакции. Концентрация кислоты
понижается также за счет накопления в ней
высокомолекулярных соединений. Применение более
концентрированной кислоты приводит к окислению
углеводородов, осмолению продуктов, выделению
диоксида серы и снижению выхода алкилата. При
меньшей концентрации идет реакция полимеризации
олефинов с образованием разбавленной серной
кислоты, корродирующей аппаратуру. В серной кислоте
должны отсутствовать примеси, такие, как
соединения железа, например сульфат трехвалентного
железа, снижающие эффективность процесса.
Основные секции установки следующие:
подготовка сырья, алкилирование (реакторный блок),
ректификация продуктов, поступающих из
реакторного блока. В секции подготовки сырья проводится
очистка углеводородных потоков от примесей.
Наиболее распространенными примесями в сырье
являются сероводород, меркаптаны и вода.
Сероводород и меркаптаны обычно удаляются путем щелочной
и водной промывки. В этой же секции очищаются
продукты реакции от серной кислоты, в результате
отстоя, а затем щелочной и водной промывки алкилата.
В реакторном блоке (секция алкилирования)
проходит непосредственно процесс алкилирования.
В секции ректификации разделяются продукты
реакции и выделяются пропан, изобутан, н-бутан и пен-
тан, который выходит вместе с авиа- и автоалкила-
тами. Эта секция состоит из четырех
ректификационных колонн: пропановой, служащей для
отделения пропана от изобутана, изобутановой, в которой
отделяются изобутан и пропан от остальных
продуктов, бутановой, служащей для отделения н-бутана
от алкилата — и колонны для вторичной перегонки,
где разделяется смесь алкилатов.
60

Кислота
(свежая)
Циркулирующий
изобутан
РИС. Vl-З. Технологическая схема установки алкилирования:
/, 4, 7, 16, 21, 23, 27, 29, 34, 36 — насосы; 2, 8, 37 — холодильники; 3 — сепаратор; 5 — компрессор; 6 — реактор; 9, 10, 11, 15, 20; 26,
33 — приемники; 12 — колонна-депропанизатор; 13, 22, 28, 35 — кипятильники; 14 — конденсатор-холодильник; 17 — теплообменник; 18 — ко-
лонна-деизобутанизатор; 19, 25 — аппараты воздушного охлаждения; 24 — колонна-дебутанизатор; 30 — паровой подогреватель, 31 — колонна
вторичной перегонки алкнлата.
Технологическая схема установки приведена
на рис. VI.3. Сырье из секции подготовки (на схеме
не показана) подается насосом / в холодильник 2
(здесь хладагент — испаряющийся изобутан), а
затем равными порциями вводится параллельно в пять
зон реактора 6. В первую зону реактора 6 вводится
циркулирующая и свежая серная кислота насосом 4
и проходит последовательно все зоны реактора.
Требуемая температура в реакторе
поддерживается за счет испарения пропана и части изобутана.
Пары пропана и изобутана по выходе из левой части
реактора проходят через общий коллектор в правую,
отстойную зону, откуда они поступают через
сепаратор 3 на прием компрессора 5. Сжатая часть паров
охлаждается в холодильнике 8, и образующийся
конденсат отделяется в промежуточном приемнике 9.
Отсюда часть сжиженной пропан-изобутановой
фракции направляется в холодильник 2 для
охлаждения сырья, а основная часть поступает в колон-
ну-депропанизатор 12.
Из этой колонны сверху выходят пары пропана
и направляются в конденсатор-холодильник 14 и
затем в приемник 15. Из аппарата 15 часть пропана
насосом 16 подается на верхнюю тарелку колонны 12
в качестве орошения, а избыток отводится с
установки. Колонна 12 обслуживается кипятильником
13. Нижний продукт колонны 12 — изобутан —
поступает в кипятильник 13, далее в
теплообменник 17, в котором охлаждающей средой является
выходящая из реактора 6 смесь продуктов реакции,
и в холодильник 2, где используется в качестве
хладагента.
Продукты реакции, подаваемые насосом 7,
проходят последовательно приемник 10, где
осуществляется «защелачивание», затем приемник //, где
промываются водой. Отработанный раствор щелочи
и промывная вода отводятся из приемников 10 и //
снизу. Далее продукты реакции, пройдя
теплообменник 17, где нагреваются жидким изобутаном
(нижний продукт колонны 12), поступают в колонну
18 для выделения изобутана.
С верха колонны 18 отбирается изобутан, который
после конденсации в аппарате воздушного
охлаждения 19 собирается в приемнике 20. Отсюда часть
изобутана насосом 21 подается на верхнюю тарелку
колонны 18 в качестве орошения, а основная часть
возвращается как рециркулят в реактор 6. Нижний
продукт колонны 18 по выходе из кипятильника 22
подается насосом 23 в колонну-дебутанизатор 24.
Верхним продуктом колонны 24 является н-бу-
тан, который после конденсации в аппарате
воздушного охлаждения 25 собирается в приемнике 26.
Отсюда часть н-бутана насосом 27 подается на
верхнюю тарелку колонны 24 в качестве орошения,
и основная часть отводится с установки. Нижний
продукт колонны 24 после кипятильника 28 подается
насосом 29 через паровой подогреватель 30 в колонну
вторичной перегонки 31.
Верхним продуктом колонны 31 является авиа-
алкилат. Он конденсируется в аппарате воздушного
охлаждения 32 и собирается в приемнике 33. Отсюда
часть авиаалкилата насосом 34 подается на верхнюю
тарелку колонны 31 в качестве орошения, а основная
часть выводится с установки. Нижний продукт
колонны 31 по выходе из кипятильника 35 подается
насосом 36 в холодильник 37 и выводится с
установки.
Теплоносителем для всех кипятильников
установки является водяной пар давлением около
1 МПа.
61

Технологический режим процесса:
Секция алкилирования (реактор)
Температура, "С О—10
Давление, МПа 0,6—1,0
Мольное отношение изобутан : бутилеиы 6-н12
Объемное соотношение между углеводородной и
сернокислотной фазами 1-М,5
Время контакта кислоты с сырьем, мин .... 20—30
Секции ректификации
Колон- Колон- Колон-
Колонна 12 на 18 на 24 на 31
Лаьление, МПа .... 1,6—1,7 0,7 0,4 0,12—0,13
Температура, °С
верха 40—45 45—50 45—50 100—110
низа 85—100 95—100 130—140 200—220
Тип тарелок Колпачковые Желобчатые
Чнспо тарелок .... 40 80 40 20
Расстояние между
тарелками, м 0,5 0,5 0,5 0,6
Диаметр колонны, м 1,6 3,0 1,6 1,8
Высота колонны, м . . 27,5 50,1 26,7 19
В качестве побочных продуктов в процессе
получается пропан и н-бутан, которые можно
использовать в виде сжиженных газов, либо в качестве сырья
для пиролиза с целью получения газа, богатого
непредельными углеводородами, либо как сырье
для нефтехимического синтеза.
Концентрация серной кислоты после реактора
снижается до 85—87 % (масс). Такую кислоту
можно использовать для очистки нефтепродуктов
(в частности, масел), для производства деэмульгато-
ров или передать на регенерацию.
В настоящее время за рубежом распространен процесс
фтористоводородного алкилирования — производство
высококачественного автомобильного алкилата взаимодействием пропилена,
бутиленов и амиленов с изобутаном. Имеется 85 действующих,
строящихся и проектируемых установок мощностью по
продукту от 95 до 3340 м3/сут. Процесс осуществляется при 32 °С
и 0,7—0,8 МПа; давление должно быть таким, чтобы сохранить
углеводороды и катализатор в жидкой фазе. Получаемый в
результате процесса алкилат плотностью 697 кг/м3 при 20 °С имеет
следующий фракционный состав (разгонка по Энглеру) [4]:
п. к 39 °С
10 % 80 °С
50 % До 103 Т.
90 % До 1И °С
к. к. 169 °С
Октановое число по моторному методу 91—94 (без ТЭС).
Реакция алкилирования протекает без побочных реакций даже
при некотором повышении температуры. Несмотря на это
преимущество, высокая летучесть фтористоводородной кислоты,
высокая токсичность и коррозийность сдерживают широкое ее
применение.
Установка для производства водорода
методом паровой каталитической конверсии
легких углеводородов
Назначение установки — производство водорода,
потребность в котором возрастает из года в год
в связи с постоянным углублением процессов
переработки нефти, повышением требований к качеству
получаемых топлив и смазочных материалов, а также
в связи с необходимостью обессеривания
энергетического топлива. В качестве сырья для получения
водорода методом паровой каталитической
конверсии легких углеводородов могут быть использованы
природные и заводские (сухие и жирные) газы,
а также прямогонные бензины. Этот наиболее
распространенный метод производства водорода
включает три стадии: подготовку сырья к конверсии,
собственно конверсию и удаление из продуктов
оксидов углерода [5].
Применяемая в настоящее время технология per
ламентирует некоторые требования к качеству сырья,
в частности по содержанию в нем соединений серы
(в газах до 100 мг/м3, в бензинах до 0,3 мг/кг),
отравляющих как никелевый катализатор паровой
конверсии углеводородов, так и цинкмедный
катализатор низкотемпературной конверсии оксида
углерода. Присутствие в сырье непредельных
углеводородов вызывает образование углеродистых
отложений на катализаторе паровой конверсии
углеводородов.
В промышленности получают технический
водород с содержанием водорода 95—98 % (об.).
Производство технического водорода меньшей
концентрации приводит к его повышенному расходу на
установке гидрокрекинга, а большей
концентрации — требует значительных затрат и экономически
нерентабельно [6].
Паровую конверсию углеводородов следует вести,
избегая осаждения углерода на катализаторе,
способствующего его разрушению и увеличению
гидравлического сопротивления в реакторе. Для
предотвращения этого процесса следует поддерживать
некий минимальный расход водяного пара в процессе
паровой конверсии углеводородов. Теоретически этот
расход не должен быть ниже 2:1. Однако для
улучшения теплопередачи на практике подают до 4—5 м3
пара на конверсию 1 м3 метана.
В заводской практике для доочистки сырья для
водородных установок нашли применение три типа
процессов: очистка моноэтаноламином от
сероводорода, одностадийное поглощение соединений серы
поглотителем на основе оксида цинка (в случае
присутствия лишь термически нестойких соединений
серы) и двухступенчатая схема извлечения
соединений серы, включающая деструктивное гидрирование
сернистых соединений с последующим поглощением
сероводорода на оксиде цинка.
Современные установки по производству водорода
обладают мощностью от 300 тыс. м3 до 3 млн. ма
водорода в сутки; для них характерны рабочие
давления в интервале 2—3 МПа.
Установка состоит из следующих секций:
подготовки сырья (компрессор, подогреватель, аппараты
для очистки сырья от соединений серы,
пароперегреватель и инжекторный смеситель); паровой
конверсии (печь паровой конверсии и паровой
котел-утилизатор); конверсии оксида углерода в диоксид
(реакторы средне- и низкотемпературной конверсии);
очистки технологического газа от диоксида
углерода (абсорбция горячим водным раствором
карбоната калия, регенерация и др.) и секции метаниро-
вания. Технологическая схема установки
представлена на рис. VI-4.
Сырье (газ) сжимают компрессором 9 до давления
2,6 МПа, подогревают в подогревателе,
расположенном в конвекционной секции печи 8, до температуры
300—400 °С и подают в реакторы 2 и 3 для очистки
от соединений серы. К очищенному газу в смесителе 7
добавляют водяной пар, перегретый до 400—500 °С
в пароперегревателе, также расположенном в
конвекционной секции печи 8.
Полученная парогазовая смесь поступает в печь
паровой конверсии 8. Собственно процесс паровой
конверсии углеводородов проходит в вертикальных
трубчатых реакторах, заполненных катализатором
и размещенных в радиантной секции печи в один,
два или несколько рядов, закрепленных только внизу
62

Дымовые
газы
РИС. VI-4. Технологическая схема установки для производства водорода методом паровой каталитической конверсии легких
углеводородов:
/ — дымовая труба; 2 — реактор гидрирования; 3 — адсорбер для поглощения сероводорода; 4 — воздуходувка; 5 — дымосос; 6 —
теплообменники; 7 — инжекторный смеситель; 8 — печь паровой конверсии; 9, 19 — компрессоры; 10 — котлы-утилизаторы; //, 13 — реакторы конверсии
СОвС02;/2 —подогреватель; 14 —абсорбер для очистки от СОа; 15 —турбина; 16 — регенератор абсорбента; 17 —реактор метанирования;
18 — газосепаратор; 20 — насос.
или вверху и обогреваемых с двух сторон. Типичный
катализатор процесса — никель, нанесенный на
оксид алюминия. Парогазовая смесь с температурой
400—500 °С подается в реакционную трубу через
верхний коллектор, а конвертированный газ
отводится снизу. Газовые факельные горелки
располагаются в своде печи 8, а дымовые газы поступают
сверху в нижние борова и затем через общий боров,
расположенный в торце печи, с температурой 950 —
1100°С —в конвекционную секцию печи. Топливом
для печи служит очищенный от сернистых
соединений технологический или природный газ. Воздух,
необходимый для горения, подается воздуходувкой 4
через теплообменник 6, где он подогревается
дымовыми газами до 300—400 °С, затем дымовые газы
отсасываются дымососом 5 и выводятся в атмосферу
через дымовую трубу /.
Конвертированный газ, охладившийся до 400 —
450 °С в паровом котле-утилизаторе 10, поступает
в реактор // среднетемпературной конверсии оксида
углерода в диоксид над железохромовым
катализатором. После понижения температуры до 230 —
260 °С в котле-утилизаторе. 10 и подогревателе воды
12 парогазовая смесь поступает в реактор 13
низкотемпературной конверсии оксида углерода над цинк-
медным катализатором.
Смесь водорода, диоксида углерода и водяного
пара охлаждают далее в теплообменниках 6 до
104 °С и направляют в абсорбер 14 на очистку
горячим водным раствором карбоната калия от диоксида
углерода.
Насыщенный диоксидом углерода раствор
поступает из абсорбера 14 в турбину 15, где его
давление снижается примерно с 2,0 до 0,2—0,4 МПа, а
затем в регенератор 16. Здесь в результате подогрева
раствора в теплообменнике 6 и снижения давления
из раствора выделяется диоксид углерода и вместе
с парами воды выводится в атмосферу.
Водородсодержащий газ из абсорбера 14,
подогретый до 300 °С в теплообменнике 6, поступает в
реактор метанирования 17, где непревращенный оксид
и неудаленный диоксид углерода гидрируются с
образованием метана. После метанирования водород
охлаждается в теплообменных аппаратах 6 и 12 до 30—
40 °С и далее в сепараторе 18 отделяется от
сконденсировавшегося водяного пара. Водород компри-
мируют компрессором 19 до давлений, требуемых
потребителю (обычно 4—15 МПа).
Конверсия углеводородов ведется при 800—
900 °С и 2,2—2,4 МПа над никелевым катализатором.
Расход природного газа составляет 1,03—1,05 м3
на 1 м3 получаемого технического водорода; расход
водяного пара — от 0,60 до 0,66 м3 на 1 м3 сухого газа.
Спецификой работы установки, требующей
строжайшего соблюдения правил безопасности и
правил эксплуатации аппаратов, работающих под
давлением, является применение взрывоопасных и
токсичных веществ. Установка паровой каталитической
конверсии углеводородов для производства водорода
часто является составной частью установки
гидрокрекинга; ее строительство обходится примерно
в 25—30 % стоимости установки гидрокрекинга.
63

Глава VII
Деасфальтизация нефтяных остатков
Процесс деасфальтизации гудронов или
концентратов сжиженными низкомолекулярными
углеводородами, главным образом жидким пропаном,
используется как при производстве высоковязких
остаточных масел, так и компонентов сырья для
каталитического крекинга и гидрокрекинга. На некоторых
заводах деасфальтизат является компонентом
малосернистых жидких котельных топлив.
При не очень жестких требованиях к качеству
деасфальтизата, в основном по коксуемости (2—3
вместо 1,0—1,3 % масс, по Конрадсону), например
для деасфальтизата — сырья крекинга —
растворение компонентов ведут пропан-бутановой смесью,
а не техническим пропаном концентрацией 94 —
98 % (масс). БашНИИ НП разработан процесс
деасфальтизации остатков бензиновой фракцией, так
называемый процесс добен.
Смолы и особенно асфальтены, — компоненты
сырья, наименее растворимые в жидком пропане.
На различной растворимости составляющих
компонентов и основано использование пропана как де-
асфальтирующего растворителя. При
температурах, близких к критической температуре пропана
(около 96 °С), растворимость составных частей
масляного сырья уменьшается. С повышением
температуры процесса от 75 до 90 °С улучшается качество
деасфальтизата, но снижается его выход, так как из
раствора выделяются преимущественно компоненты
с высокими значениями плотности, коэффициента
преломления и молекулярной массы; к ним, в
частности, относятся высокомолекулярные
полициклические углеводороды.
Процесс деасфальтизации остаточного сырья
техническим пропаном — жидкофазный процесс,
осуществляемый во избежание испарения
растворителя при давлении около 4 МПа. Выход
деасфальтизата соответствующего качества в значительной мере
определяется характером сырья и колеблется в
широком диапазоне — от 26 до 90 % (масс). С
ужесточением требований к качеству деасфальтизата и
увеличением коксуемости сырья выход деасфальтизата
уменьшается. Для одноступенчатых установок
наиболее типичными являются деасфальтизаты
вязкостью от 18 до 26 мм2/с при температуре
100 °С.
Производительность установок деасфальтизации
весьма различна — от нескольких сотен до
нескольких тысяч тонн сырья в сутки. На мощных
установках сырье подвергают деасфальтизации в двух или
более параллельно действующих колоннах. Размеры
колонн с жалюзийными неподвижными элементами
в зонах контактирования следующие: диаметр 2,4 —
3,6 м, высота 18—23 м. Удельная нагрузка живого
поперечного сечения колонны 28—34 м3(м2'ч);
общий объем сырья и пропана определяется, исходя
из их количеств и плотностей при 20 СС. Кратность
пропана к сырью (массовое соотношение 2,5 -ь4,5 : 1)
выбирается тем большим, чем выше выход
деасфальтизата. Процесс ведут в сравнительно узком
интервале температур: верха колонны 75—85 СС, низа
50—65 °С.
Установка одноступенчатой деасфальтизации
гудронов жидким пропаном
Целевым продуктом одноступенчатой установки
деасфальтизации гудронов жидким пропаном
является деасфальтизат, в котором концентрация
парафино-нафтеновых углеводородов значительно
выше, чем в сырье. Пропан растворяет
предпочтительно парафиновые, парафино-нафтеновые и
легкие ароматические углеводороды, присутствующие
в гудроне или концентрате. Асфальтены, смолы
и полициклические ароматические углеводороды
концентрируются в побочном продукте — битуме
деасфальтизации, который отводится в смеси с
пропаном (30—35 % асе. на смесь) с низа деасфальти-
зационной колонны. Показатели качества деасфаль-
тизатов:
Средняя молекулярная масса . . . 500—650
Плотность при"20 СС, кг/м3 .... 895—930
Вязкость при 100 °С, мм2/с .... 18—26
Коксуемость по Конрадсону, %
(масс.)
при производстве масляного сырья 0,8—1,3
при производстве сырья для реже (до 1,6)
крекинга 2—3 (и более)
Содержание металлов (никеля и ванадия) в деас-
фальтизате значительно меньше, чем в сырье;
глубокого же обессеривания не наблюдается.
Установка включает следующие основные
секции: деасфальтизации, регенерации пропана при
высоком давлении (от 2,5 до 1,8 МПа), регенерации
пропана при низком давлении (несколько
превышающем атмосферное). Технологическая схема
установки представлена на рис. VII-1.
Остаточное сырье (гудрон или концентрат)
насосом 1 подается через паровой подогреватель 3 в
среднюю часть деасфальтизационной колонны 4. На
некоторых установках в сырье перед входом его в
подогреватель 3 вводят пропан (умеренное количество),
причем во избежание гидравлического удара
используют смеситель.
Сжиженный пропан, забираемый из приемника //
насосом 10, направляется через паровой
подогреватель 2 в нижнюю зону колонны 4. В средней части
колонны пропан в восходящем потоке контактирует
с опускающимися более нагретым сырьем и
внутренним рециркулятом. В зоне контактирования
расположены тарелки жалюзийного или насадочного
типа. Для равномерного распределения по
поперечному сечению колонны сырье и пропан вводятся
в нее через распределители трубчатой конструкции
с большим числом отверстий, обращенных вниз —
для сырья и вверх — для пропана.
Раствор деасфальтизата до выхода из колонны 4
нагревается в верхнем встроенном подогревателе 5
и далее отстаивается в самой верхней зоне колонны 4
от выделившихся при нагреве тяжелых фракций,
так называемых «смол».
Пройдя регулятор давления 6, раствор
деасфальтизата поступает в испаритель 14, обогреваемый
водяным паром низкого давления, а затем в
испаритель 16, обогреваемый паром повышенного давления.
64

пропана низкого давления
Пропан
17 ■ Деасазальтизат Битум
деасфальтизации
РИС. VII-1. Технологическая схема установки одноступенчатой деасфальтизации гудрона жидким пропаном:
'• 10:.?L.2.i.Z^3^?^:.2'J -даровые подогреватели; 4 - колонна деасфальтизации; 5 - встроенный подогреватель; 6 - регулятор
7 - конденсатоотводчик; 8 - указатель уровня; 9 - регулятор рас^даГ// - прп"е„„„к; ,7 72 а- вод^ые^опденсаторы.^лодиль^мги 7," '
воздушный конденсатор паров пропана; 14. 16 - испарители; 15 - каплеотбойник; /7 - компрессор- /« - к^плеуловитель Д;о ™i«" ~
сепаратор; 22. 27 - водяные холодильники; 23. 25 - отпарные колонны 24 - каплеотбойник наМлГп?п П Л"',»" конденсатор
25 — отпарные колонны; 24 — каплеотбойник насадочного типа- 2Я
смешения.
Водяной пар вводится в трубные пучки испарителей
14 и 16. Температура кипящего раствора в первом
из них менее высокая, чем во втором. По пути из
колонны 4 в испаритель 14 часть пропана переходит
в парообразное состояние вследствие вскипания при
снижении давления примерно с 4,0 до 2,4 МПа.
Выходящий из испарителя 16 раствор деасфаль-
тизата, содержащий относительно небольшое
количество пропана (обычно не более 6 % масс),
обрабатывается в отпарной колонне 23 открытым водяным
паром. С верха этой колонны уходит смесь пропано-
вых и водяных паров, а с низа — готовый деасфаль-
тизат, направляемый насосом 21 через холодильник
22 в резервуар. Полноту удаления пропана
контролируют по температуре вспышки деасфальти-
зата.
Битумный раствор, выходящий из деасфальти-
зационной колонны снизу, непрерывно поступает
через регулятор расхода 9 в змеевик печи 19. На
выходе из этого змеевика значительная часть
пропана находится в парообразном состоянии. Пары
отделяются от жидкости в горизонтальном
сепараторе 20, работающем под тем же давлением, что
и испаритель 16. Остатки пропана отпариваются
открытым водяным паром в битумной отпарной
колонне 25. Битум деасфальтизации откачивается
с низа этой колонны поршневым насосом 26, за
которым следует холодильник 27.
Пары пропана высокого давления по выходе из
аппаратов 14, 16 и 20 поступают через
каплеотбойник 15 в конденсаторы-холодильники 13 и 12.
Сжиженный пропан собирается в приемнике И. В
конденсаторах-холодильниках 13 и 12 пары пропана
конденсируются под давлением, близком к рабочему
давлению в аппаратах 16 и 20, т. е. при 1,7—
1,8 МПа. Этим достигается необходимый
температурный перепад между теплоотдающей и
охлаждающей средами без применения компрессора. На
некоторых установках пары пропана, выходящие из
сепаратора 20 и освобожденные от увлекаемых
капель битума, являются теплоносителем для одного
из испарителей.
Пары пропана низкого давления, выходящие
в смеси с водяным паром из отпарных колонн 23
и 25, освобождаются от водяного пара в конденсаторе
смешения 28 и затем, пройдя каплеуловитель 18
сжимаются компрессором 17 и направляются в
конденсатор-холодильник 12а. Потери пропана
восполняются подачей его извне в приемник 11. Если
пропан вводится в деасфальтизационную колонну
через два внутренних распределителя, то пропан,
направляемый в расположенный выше
распределитель, предварительно нагревают до более высокой
температуры (например, до 70 °С) по сравнению
с пропаном, подаваемым через нижний
распределитель (на схеме показан только один распределитель
пропана).
На некоторых установках битумный раствор до
входа в змеевик печи 19 подогревают в
теплообменнике. ^ Трубчатая печь ограждена противопожарной
стеной. Во избежание прогара труб змеевиков печи
очень важно обеспечить непрерывное поступление
в них достаточного количества раствора или смеси
его с экстрактом, добавленным для уменьшения
вязкости битума деасфальтизации. Расход топлива
зависит от его теплотворной способности, качества
5 Под ред. Б. И. Бондаренко
65

подаваемого сырья, глубины его деасфальтизации
и других факторов и составляет в среднем 15—30 кг
на 1 т гудрона.
Для уменьшения уноса парами мелких капель
жидкости в верхних частях аппаратов 23, 25 и 28
расположены отбойные тарелки 24 насадочного типа
(слой из колец Рашига).
На установках деасфальтизации довольно
большой расход водяного пара, причем предусмотрена
проверка чистоты его конденсата, поскольку при
недостаточной плотности соединений в испарителях
или подогревателях растворы, находясь под более
высоким давлением, могут проникать в зоны
конденсации водяного пара. На многих установках
имеется колонна щелочной очистки от сероводорода
паров технического пропана, выходящих из
конденсатора смешения 28.
Технологический режим установки при
переработке сернистого смолистого гудрона:
Температура, С
сырья при входе в колонну 4 130—170
вверху колонны 4 75—85
внизу колонны 4 50—65
в испарителе 14 60—85
в испарителе 16 160—170
битумного раствора при выходе из печи . . 210—250
паров пропана на выходе из аппарата 28 . . . 30—40
Давление избыточное, МПа
в приемнике // 1,7—1,8
в колонне 4 3,7—4,4
в испарителе 14 2,2—2,4
в испарителе 16 1,7—2,0
паров пропана на выходр из компрессора 17 1,8—2,0
Кратность пропана к сырью (по объему) . . (5—8) : 1
Удельный расход технического пропана на
установках одноступенчатой деасфальтизации равен 2—
4 кг на 1 т перерабатываемого гудрона.
Ниже в таблицах приведены характеристики
и выходы деасфальтизатов, полученных
одноступенчатой деасфальтизацией концентратов и гудронов
разного качества.
Характеристика сырья, выходы и качество деасфальтизатов. полученных одноступенчатой
деасфальтизацией гудронов и концентратов жидким пропаном
Показатели
Деасфальтизат — сырье для производства нефтяных масел
образцы гудрона
№ 1
[1]
№ 2 »
№ З1
[2]
№ 4»
[3]
№ 5>
[2]
№ 6
[4]
образцы концентрата*
№ 1 ♦*
№ 2
[6]
№ 3
[7]
№ 4
[8]
Деасфальтизат — сырье
для каталитического
крекинга н гидрокрекинга
образцы гудрона
№ 1 *»
№ 2»
[2]
№ 3«
[9]
№ 4"
[8]
Характеристика сырья
Плотность при 20 °С,
кг/м3
Вязкость при 100 °С,
мм2/с
Коксуемость по Конрад-
сону, % (масс.)
975
284
10,4
984
11,0
975
387
13,4
1010
209
16,0
985
451
17,1
1020
471*
18,0
919
46
5,9
942
56,4
6,0
940
68
8,1
942
83
8,4
955
204
9Д
986
116
12,1
988
—
15,0
1021
1078
19,7
Характеристика деасфальтизата
Плотность при 20 °С,
кг/м3
Вязкость при 100 °С.
мм2/с
Коксуемость по Конрад-
сону, % (масс.)
Выход на сырье,
% (масс.)
910
26,9
1,26
48,7
926
21,4
1,05
43,6;
909
33,6
1,2
41,3
908
18,9
0,7
33,5
918
42,9
1,7
43,8
907
20,8
1,1
28,0
893
17,6
0,79
72,7
919
22,3
1,0
78,7
901
21,5
0,9
56,0
897
22,6
0,84
54,0
908
—'
2,3
77,5
937
23,4
2,2
62,6
943
—
3,5
67,8
933
38,4
2,36
31,2
Характеристика битума деасфальтизации
Температура
размягчения (по КиШ), °С
Выход на сырье, % (масс.)
Кратность пропана к
сырью (по массе)
—
—
—
52
56,4
8: I2
573
58,7
8 : I2
—
66,5
—
80*
56,4
7,8 : I2
45
72
2,3 : 1
48'
27,3
—
56
21,3
5 : 1
40
44,0
4,5: 1
33
46,0
7: I2
80
22,5
—
77
37,4
—
117
32,2
—
63
68,8
9,9 : 1
* Черножуков Н. И. Технология переработки нефти и газа. 6-е изд., М., Химия, 1978. Ч. III. 424 с.
** Гурвич В. Л., Сосновский Н. П. Избирательные растворители в переработке нефти. М., Гостоптехиздат, 1953. 319 с.
Примечания: 1. Плотность при 15 "С, вязкость при 99 °С. 2) Объемное. 3) Плотность битума деасфальтизации при 15 °С равна
1023 кг/мэ. 4) Плотность битума деасфальтизации при 15 °С равна 1054 кг/ма. 5) При 80 °С. 6) Образец № 1 получен из смолистой высокопара-
финистой нефти, № 2 — из нефти месторождения Сангачалы море, № 3 — из волгоградской нефти, № 4 — из смеси жирновской и коробков-
ской. 7) Плотность 999 кг/м3. 8) Гудрон западно-техасской нефти; суммарное содержание металлов (никель, ванадий, медь, железо) в
гудроне 58,4 млн"1, в деасфальтизате 3,1 млн-1. 9) Гудрон канадской нефти: содержание серы в гудроне 1,46 % (масс.) в деасфальтизате 0,85 %
(масс). 10) Гудрон иракской нефти: кратность растворителя к сырью 9,9 : 1 по объему.

Установка двухступенчатой деасфальтизации
гудронов жидким пропаном
Двухступенчатая деасфальтизация гудронов
жидким пропаном предназначена для получения из
остаточного сырья двух деасфальтизатов разной
вязкости. Получаемые в первой и второй ступенях
деасфальтизаты I и II далее перерабатывают
раздельно или в смеси в остаточные масла.
В результате перехода от одноступенчатой
деасфальтизации к двухступенчатой выход
деасфальтизата при переработке гудронов увеличивается на
13—30 %, (относительных). Прирост зависит
главным образом от качества сырья и предъявляемых
к продуктам требований.
На двухступенчатой установке битумный раствор
из первой колонны деасфальтизации поступает через
подогреватель во вторую колонну, в которую
подается дополнительно жидкий пропан. Растворы
деасфальтизата II и битума II выводятся
соответственно из второй колонны сверху и снизу.
Деасфальтизаты I ступени являются сырьем для
производства остаточных масел обычно вязкостью
18—23 мм2/с (при 100 °С), а деасфальтизаты II
ступени — значительно более вязких масел, например
вязкостью 30—45 мм2/с (при 100 °С). В деасфальти-
затах II содержится больше ароматических
углеводородов; они также имеют более высокие
плотность и коксуемость. Битум деасфальтизации —
побочный продукт двухступенчатого процесса —
имеет высокую температуру размягчения; его можно
использовать в качестве компонента сырья для
производства нефтяных битумов твердых марок [8].
Главные секции установки следующие
(рис< VII-2): деасфальтизация I ступени (колонна 10
со вспомогательным оборудованием);
деасфальтизация II ступени (колонна 18 и вспомогательные
аппараты); регенерация пропана при высоком
давлении из раствора деасфальтизата I, из раствора
деасфальтизата II, из битумного раствора II (три
секции); регенерация пропана при низком давлении
из обедненных растворов, выходящих из
предыдущих секций регенерации.
Сырьем I ступени является гудрон или
концентрат, а исходной смесью для II ступени — битумный
раствор, переходящий под давлением из первой
колонны снизу во вторую. На некоторых установках
деасфальтизацию сырья проводят в I ступени в двух
параллельно действующих колоннах, из которых
битумные растворы поступают в одну общую колонну
II ступени.
Сырье насосом / подается через паровой
подогреватель 4 в колонну деасфальтизации I ступени 10.
В нижнюю зону этой же колонны вводится через
холодильник 3 жидкий пропан, забираемый
насосом 2 из приемника 5. Пройдя верхний встроенный
подогреватель 9 и верхнюю отстойную зону, раствор
деасфальтизата I после снижения давления
(примерно с 4,2 до 2,7 МПа) поступает в секцию
регенерации пропана при высоком давлении. Требуемое
рабочее давление в колонне 10 поддерживается
с помощью редукционного клапана 8; колонна
оборудована тарелками жалюзийного типа.
Битумный раствор I выводится с низа колонны 10,
подогревается водяным паром в аппарате 15 и
вводится в колонну 18 деасфальтизации II ступени.
17
/ Пары пропана
Q—^
Пары пропана
Пар
21
%
Li го Т-Л
1
Пар
ТТ
L-сЬьи-
»4 ^ ' I ч
Пар
ш&;к
П ULXTTU,
t
24
4
С±7Ъ
27
:А
j/
Вода
,25
34
вода |
■ 26
30 35
-v го*
Н' 1 ^36
Деасатльтизат I Деасаэальтизат И
I \Boda
Битум
деасфальтизации
РИС. VI!-2. Технологическая схема установки двухступенчатой деасфальтизации гудронов жидким пропаном:
1,2, 12, 13, 27, 30, 35 — насосы; 3, 6, 14, 25, 26, 36 — холодильники; 4, 15 — подогреватели; 5, 16 — приемники; 7, 17 — аппараты воздушного
охлаждения; 8 — редукционный клапан; 9 — паровой встроенный подогреватель; 10, 18 — колонны; 11 — регулятор расхода; 19 —трубчатая
печь; 20—23 — испарители; 24 — сепаратор; 28 — компрессор; 29, 31, 34 — отпарные колонны; 32 — каплеотделитель; 33 —конденсатор
смешения.
5*
67

В этой колонне процесс осуществляется при меньшем
давлении и более низкой температуре, чем в
колонне 10: за счет разности давлений, которая равна
0,4—0,7 МПа, битумный раствор I перемещается
из колонны 10 в колонну 18. Пропан в колонну 18
подается насосом 12 через холодильник 14. Колонна
18 по конструкции подобна колонне 10. Кратность
пропана к сырью для второй ступени выбирается
более высокой, чем для первой. Из раствора де-
асфальтизата I основное количество пропана
выделяется в последовательно соединенных испарите-
лях 21 и 22, а из раствора деасфальтизата II —
в испарителях 20 и 23. В испарителях 20 и 21,
работающих при сравнительно умеренных температурах,
в качестве теплоносителя обычно используется
водяной пар давлением около 0,6 МПа, а в
высокотемпературных испарителях 22 и 23 — водяной пар
давлением 1,0 МПа. Деасфальтизаты I и II практически
полностью освобождаются от пропана соответственно
в отпарных колоннах 29 и 31 тарельчатого типа,
где стекающие жидкости продуваются встречным
потоком водяного пара. Далее оба деасфальтизата
направляются насосами 27 и 30 соответственно через
холодильники 25 и 26 в резервуары.
Выходящие из испарителей 20 и 21 пары пропана
высокого давления (2,7—2,8 МПа) конденсируются
в аппарате воздушного охлаждения 7; конденсат
поступает через кожухотрубный водяной
холодильник 6 в приемник 5. Пары, выделенные в
испарителях 22 и 23 (работающих при менее высоком
давлении — около 1,8 МПа), конденсируются в аппарате
воздушного охлаждения 17; образовавшийся здесь
конденсат стекает в приемник 16. Для восполнения
потерь в этот приемник подается технический пропан
со стороны. Из приемника 16 пропан подается
в приемник 5 насосом 13.
Битумный раствор II ступени, пройдя регулятор
расхода 11, нагревается в трубчатой печи 19;
испарившийся пропан отделяется от жидкости в
сепараторе 24. Уходящие отсюда пары далее поступают
в конденсатор-холодильник 7. Обедненный битумный
раствор по выходе из сепаратора 24 продувается
водяным паром в отпарной колонне 34 (также
тарельчатого типа).
Смеси пропановых и водяных паров, уходящие
при небольшом избыточном давлении из отпарных
колонн 29, 31 и 34, поступают в общий конденсатор-
холодильник смешения 33 с перегородками. Здесь
при контакте с холодной водой водяные пары
конденсируются, а пары пропана низкого давления,
пройдя каплеотделитель 32, сжимаются
компрессором 28 до давления 1,7—1,8 МПа. Под этим
давлением пары пропана конденсируются в конденсаторе-
холодильнике 17.
Освобожденный от растворителя битум деасфаль-
тизации по выходе из отпарной колонны
направляется насосом 35 через холодильник36в резервуар.
Во избежание заноса капель битума деасфальти-
зации в конденсатор-холодильник 7 выходящие из
сепаратора 24 пары пропана обычно пропускаются
через горизонтальный цилиндрический капле-
отбойник. Для удаления сероводорода часть паров
пропана проходит через колонну, заполненную
водным раствором щелочи (каплеотбойник и колонна
щелочной очистки на схеме не показаны).
Ниже приведены температуры (первые
частные — верха, вторые — низа) и рабочие давления
в колоннах и испарителях установки [5]:
Температура, °С
(80/88) (50/65)
(70/82) (45/60)
85
150
200/250
Аппарат Давление,
МПа
Деасфальтизационные колонны
I ступень 4,2—4,6
II ступень 3,6—4,2
Испарители 20 и 21 2,7—2,8
Испарители 22 и 23 1,8
Сепаратор 24 2,7
В качестве примера приведены условия и
результаты двухступенчатой деасфальтизации пропаном
гудрона самотлорской нефти [групповой состав этого
гудрона: содержание асфальтенов 7,7 % (масс), смол
18,8 % (масс.) и углеводородных компонентов 73,5 %
(масс.) ]:
Характеристика сырья и деасфальтизатов
Показатели
Плотность при 20 °С,
кг/м3
Вязкость при 100 °С,
mm'Vc
Коксуемость, % (масс.)
Содержание серы, иА
(масс.)
Температура размягче
ния по КиШ, 3С
Гудрон
983—985
Деасфаль-
тизат I
Деасфаль-
тизат И
926
975
10,4
2,
1,6
21-
1,0-
-22
-1,1
60-
3,2-
-80
-3,4
1,7
57—62 :
«24
Условия деасфальтизации
Показатели
(по
Кратность пропана к сырью
объему) •.
Температура в колонне
деасфальтизации, °С
верх
низ
Содержание С3Н8 в техническом
пропане, % (масс.)
Выход деасфальтизата на гудрон, %
(масс.)
I ступень
8 : 1
75
58
95,6
43,6
2,0
52*
II ступено
10 : 1
70
50
95,6
6,0
* Для битума деасфальтизации.
Характеристика сырья, выходы и качество
деасфальтизатов, полученных двухступенчатой де-
асфальтизацией жидким пропаном концентрата нефти
месторождения Сангачалы море и гудрона ромаш-
кинской нефти, приведены ниже [6]:
Показатели
Режим работы
Объемное отношение
пропан : сырье
Температура, °С
верха
середины
низа
Давление, МПа
Характери
Плотность при 20 °С,
кг/м3
Вязкость при 100 °С,
мм/с
Коксуемость по Кон-
радсону, % (масс.)
Выход па сырье, %
(масс.)
Характеристи
Температура
размягчения по КиШ, ° С
Выход на сырье, %
(масс.)
Концентрат *
I
ступень
колонн
10 : 1
85
70
60
—
с т и к a i
915
20,0
0,6
72,5
к а биту
—
—
II
ступень
ы д е а с
10 : 1
70
60
50
—
1 е а с ф а
925
46,9
2,2
13,6
м а д е а
—
—
Гудрон **
I
ступень
II
ступень
фальтизации
7 : 1
87
—
63
4,3
6 : I
82
—
60
3,6
льтизата
20—23
1,1 — 1,3
28,4
—
30—55
1,5—2,2
10,0
сфальтизации
45—55
71,6
66—75
61,6
* Плотность при 20 °С 942 кг/м3, вязкость при 100 "С 56,4 мм!/с
коксуемость 6 % (масс), температура застывания 48 "С.
** Коксуемость 16 — 18 % (масс), вязкость при 80 "С (в среднем)
608 мм3/с
68

Деасфальтизат II может служить сырьем для
выработки компонента высоковязкого остаточного
масла, например типа П-28. Характеристики одного
из образцов деасфальтизата II и полученных из него
продуктов приведены ниже [4 1:
Показатели
Плотность при 20 °С,
кг/м3
Вязкость при 100 °С,
мм2/с
Коксуемость, % (масс.)
Содержание серы, %
(масс.)
Температура, °С
плавления
застывания
Выход, % (масс.)
на деасфальтизат
на рафинат
«1
Чл
943,0
31,74
2,09
2,35
44,2
—
100,0
—
Очистка
фенолом
ь
финг
га
Р.
896,6
21,36
0,45
0,65
51,5
—
44,2
Н
стра
*
£П
959
46,75
3,12
—
—
—
55,8
Депарафини-
зация
ело
й
897,3
23,72
0,55
0,90
—
— 13
31,5
71,2
■
о
а> >,
с н
908,8
15,63
0,22
—
61,8***
—
12,7
28,8
* Получен из гудрона сернистых нефтей.
** Масло (депарафинированный рафинат) с индексом вязкости
97 и средней молекулярной массой 509.
*** Температура каплепадения 61 °С.
Очистка проводилась в двухколонной системе
фенолом (кратность его к сырью 3,5 : 1), а депарафини-
зация — в смеси метилэтилкетона с толуолом (60 % -)-
-4- 40 %) при кратности растворителя к рафинату,
равной 5 : 1 по объему; при этом одна часть
отводилась на промывку лепешки.
Вопросы, относящиеся к автоматизации и
контролю процесса деасфальтизации, рассмотрены в
работе [101.
Установка деасфальтизации бензином
(процесс добен) *
Основное назначение процесса — удаление ас-
фальтенов из гудрона перед его дальнейшей
углубленной переработкой, в частности гидрогенизацион-
ной. Нефтяной асфальтит может быть подвергнут
газификации в схемах безостаточной переработки
нефтяного сырья; его используют в производстве
нефтяных битумов и большого ассортимента
различных нефтехимических продуктов, а также взамен
природного асфальтита в производстве различных
сплавов и в качестве теплогидроизоляционного
материала. При температурах 140-—150 °С и давлении
2,2—2,5 МПа при обработке остаточного сырья
легкой бензиновой фракцией (технической пентано-
вой фракцией) в колонном экстракционном
аппарате — экстракторе — образуются два слоя: раствор
деасфальтизата (около 70 % масс, бензиновой
фракции и 30 % масс, деасфальтизата), который
отводится с верха экстрактора, и раствор асфальтита
(около 37 % масс, растворителя и 63 % масс,
асфальтита), который откачивается из экстрактора снизу.
Экстрактор снабжен тарелками из
просечно-вытяжного листа. Кратность растворителя к сырью (по
объему) составляет примерно 3,5 : 1 при выходе
асфальтита в количестве 12—15 % (масс.) на
гудрон [12].
* Сокращенное наименование отражает полное название
процесса: деасфальтизация остатков бензином; процесс
разработан БашНИИ НП [12].
В результате процесса из гудрона почти нацело
удаляются асфальтены, на 60—75 % тяжелые
агрессивные металлы и основное количество золообразу-
ющих компонентов. Коксуемость освобожденного
от асфальтенов продукта в 1,5—2 раза меньше
коксуемости исходного сырья, абсолютная вязкость его
уменьшается в 3—4 раза. Содержание серы в де-
асфальтизате несколько меньше, чем в гудроне,
поскольку глубокого обессеривания не наблюдается.
Технологическая схема установки представлена
на рис. VI1-3. Гудрон, нагнетаемый насосом /,
подогревается в теплообменнике 2 и поступает в
сырьевой приемник 3. Отсюда гудрон насосом 4
направляется в непрерывно действующую экстракционную
колонну 6. В нижнюю часть этого же аппарата
насосом 9 подается легкая бензиновая фракция,
предварительно нагретая под давлением в змеевиках
трубчатой печи 5. Сырье и растворитель вводятся
в экстрактор 6 через встроенные распределители.
Образующийся при встречном движении раствор
деасфальтизата до выхода из экстрактора нагревается
во встроенном подогревателе, расположенном над
распределителем сырья; с повышением температуры
этого раствора улучшается качество получаемого
деасфальтизата, но снижается его выход.
Для регенерации растворителя из раствора
деасфальтизата используются: радиантные змеевики
в печи 8, сепаратор высокого давления 10 и отпарная
колонна 12. Под нижнюю тарелку этой колонны
подается водяной пар. Основная масса растворителя
выделяется в сепараторе 10. Уходящие отсюда пары
поступают в аппарат воздушного охлаждения 18;
образующийся в нем конденсат легкой бензиновой
фракции собирается в приемнике повышенного
давления 17. Выходящая из колонны 12 сверху смесь
водяных и бензиновых паров конденсируется в
водяном конденсаторе-холодильнике 14; смесь двух
жидкостей расслаивается в сепараторе-водоотделителе
15. Водный конденсат выводится из левой половины
этого аппарата, в правой половине собирается легкий
бензин, который насосом 16 направляется в
приемник 17.
Секция 21 предназначена для регенерации
растворителя из асфальтитового раствора,
предварительно нагреваемого в конвекционном змеевике
печи 8. Связь секции 21 с приемником 17
осуществляется через сепаратор-водоотделитель 19.
Из приемника 17 растворитель насосом 9 через
змеевики печи 5 возвращается в экстрактор 6.
Жидкий асфальтит подается в барабанный охладитель 23
шестеренчатым насосом 22. Получаемый в
охладителе твердый асфальтит выводится с установки.
Технологический режим установки:
Температура, °С
сырья при входе в экстрактор 150—160
растворителя при входе в экстрактор . . . 130—135
перепад температуры между верхом и низом
экстрактора 15—20
нагрева раствора асфальтита в печи 8 . . . 275—280
Давление избыточное, МПа
в экстракторе 6 2,2—2,5
в сепараторе 10 1,0
в отпарной колонне 12 0,15—0,20
на выходе раствора асфальтита из змеевика
печи 8 3,2
Часть трубопроводов на установке необходимо обогревать,
поскольку асфальтит — высоковязкий продукт.
Предусматриваются меры, препятствующие образованию пены. Во избежание
заметного разложения асфальтита его смесь с бензиновой
фракцией нагревается только в конвекционной камере печи, да и то
в прямотоке с газами сгорания.
69

X
н$^
Гудрон
-Л-yMv
.ЧОЮС.
-c£j-
, Теплоноситель
Ъ^.
\ I \ Г
Ч
W
4-~-
L^
w=r
Растворитель И
Конденсат'
-~Л\ Я —^горячий ~~(f)
деааральтизат
РИС. VII-3. Технологическая схема установки деасфальтизации гудрона бензином (процесс добен):
/, 4, 7, 9, 13, 15, 20 — насосы; 2 — подогреватель гудрона; 3, 17 — приемники; 5,8 — трубчатая печь; \6 — экстрактор; 10 — сепаратор
высокого давления; // — редукционный клапан; 12 — отпарная колонна; 14 — конденсатор-холодильник; 15, 19 — сепараторы-водоотделители
низкого давления; 18 — аппарат воздушного охлаждения; 21 — секция регенерации растворителя из асфальтитового раствора; 22 —
шестеренчатый насос горячего асфальтита; 23 — барабанный охладитель асфальтита.
Глаза VIII
Очистка масляного сырья избирательными растворителями
Процесс селективной очистки является одним
из основных процессов производства нефтяных
масел, так как позволяет существенно улучшить
важнейшие эксплуатационные свойства масел:
стабильность против окисления и
вязкостно-температурные свойства. Процесс основан на избирательном
извлечении из нефтяного масляного сырья с помощью
специально подобранных растворителей таких
нежелательных компонентов, как соединения серы
и азота, полициклические ароматические и нафтено-
ароматические углеводороды с короткими боковыми
цепями, непредельные углеводороды и смолистые
вещества. В промышленных масштабах в качестве
селективных растворителей наиболее широко
используют фенол, фурфурол и парный
растворитель — смесь фенола и крезола с
пропашном [1].
Технологическая схема любой установки
селективной очистки включает секции, обеспечивающие
следующие основные операции: экстракцию
компонентов сырья с образованием двух фаз в аппаратах
непрерывного действия, непрерывную регенерацию
растворителя путем отгона из рафинатного и
экстрактного раствора, обезвоживание растворителя.
В пособии описаны типовые технологические схемы
установок селективной очистки, однако в схемах
промышленных установок есть различные варианты
оформления как экстракционного отделения, так
и, главным образом, секций регенерации и
обезвоживания растворителя.
Все большее распространение получают
укрупненные комбинированные (двухпоточные) установки
очистки фенолом и фурфуролом, мощность которых
вдвое выше мощности типовых однопоточных
установок. Особенностью таких установок является
следующее: на них можно перерабатывать одновременно
и дистиллятное, и остаточное (деасфальтизат) сырье;
предусмотрена общая секция регенерации
растворителя из смеси дистиллятного и экстрактного
растворов, таким образом, экстракты этих установок
имеют широкий фракционный состав; для извлечения
фенола из паров азеотропной смеси фенол — вода
предусмотрен двухступенчатый абсорбер;
осуществлен «водный контур», включающий
парогенератор для производства водяного пара из конденсата
паров, выходящих с верха абсорбера.
Для уменьшения потерь ценных компонентов
с экстрактом и увеличения выхода рафината, а также
с целью получения двух рафинатов разных состава
и свойств применяется двухступенчатая очистка
фенолом. В этом случае установку оснащают двумя
экстракционными колоннами. В первую по ходу
сырья подается примерно половина количества
фенола, требуемого для очистки, и с верха этой колонны
отводится раствор «утяжеленного» рафината.
«Утяжеленный» рафинат направляется на вторую ступень
очистки — во вторую экстракционную колонну,
куда вводится остальное количество фенола. С верха
второй колонны конечный рафинатный раствор
поступает на регенерацию растворителя. Экстрактные
растворы I и II ступеней очистки смешиваются
и направляются в секцию регенерации фенола из
экстрактного раствора.
Четкость разделения сырья на целевые и
нежелательные компоненты, а следовательно, и увеличение
выхода рафината может быть достигнуто [1 ] подачей
70

в низ экстракционной колонны обесфеноленного
экстракта вместо фенольной воды. Такой вариант
способствует сохранению избирательной способности
фенола и уменьшает поступление в рафинат
нежелательных компонентов.
При очистке легких дистиллятов с целью
получения маловязких низкозастывающих масел, когда
экстракция осуществляется при сравнительно низких
(35—40 °С) температурах, в технологическую схему
установки включают холодильную систему.
Холодильная система предназначена для охлаждения
до 3—8 °С воды, используемой в холодильниках для
сырья и для экстрактного раствора, рециркулиру-
ющего в нижней части экстракционной колонны.
На подобных установках в секции регенерации
растворителя колонны оборудованы большим числом
тарелок, чтобы избежать уноса масляных
компонентов парами фенола.
В случае высокого содержания в сырье смолистых
веществ установку дополняют секцией
предварительной деасфальтизации сырья и
регенерации растворителя из раствора битума
деасфальтизации. ■/ ■ ' ' /
При эксплуатации установок селективной очистки
большое внимание уделяется автоматическому
регулированию процесса. Установки оснащают
анализаторами качества на потоках: для сырья —
плотномер и вискозиметр; для рафинатного
раствора — анализатор содержания растворителя; для
рафината — рефрактометр, колориметр, анализатор
содержания растворителя; для экстракта —
плотномер, вискозиметр, анализатор содержания
растворителя; для сточных вод — анализатор содержания
растворителя (последнее особо важно с точки зрения
охраны окружающей среды; с этой же целью на
установках селективной очистки применяют
аппараты воздушного охлаждения и системы оборотного
Пары азеотропной смеси
водоснабжения). Выход рафината на сырье
составляет 64—85 % (масс), а при выработке
высокоиндексных масел 40—60 % (масс).
Характеристики экстракционных колонн,
нашедших применение на установках очистки
масляного сырья, приведены в работе [2].
Установка очистки нефтяных масляных
фракций фенолом
Назначение установки очистки нефтяных
масляных фракций — получение рафината путем
удаления из сырья нежелательных компонентов при
помощи фенола. Выход рафината зависит от
качества исходного сырья и глубины очистки. В качестве
сырья используется масляный дистиллят или де-
асфальтизат. Наряду с получением целевого
продукта в процессе образуется экстракт.
Основные секции установки следующие:
абсорбции сырьем фенола из паров азеотропной смеси
фенол — вода, экстракции, регенерации фенола
из рафинатного раствора и регенерации фенола из
экстрактного раствора. Технологическая схема
установки приведена на рис. VIII-1.
Дистиллятное или остаточное сырье насосом /
подается через теплообменник 2, где оно нагревается
примерно до- 90 °С, и паровой подогреватель 3 на
верхнюю тарелку абсорбера 5 (в абсорбере 16
тарелок). При входе в абсорбер температура сырья равна
ПО—115°С. Подача сырья регулируется в
зависимости от уровня жидкости в нижней части абсорбера
регулятором уровня, клапан которого установлен
на нагнетательной линии насоса /.
Под нижнюю тарелку абсорбера вводятся пары
азеотропной смеси. Нисходящий поток сырья,
встречаясь с поднимающимися парами, абсорбирует из
Экстракт
из ал. 37
Экстракт
в an. 2
РИС. VIII-I. Технологическая схема установки очистки масляного сырья фенолом:
/, 6. 9. 11, '13, 18, 22, 29, 31, 33, 37 — насосы; 2, 17, 23, 24 — теплообменники; 3, 12 — подогреватели; 4 — конденсатор-холодильник;
5 — абсорбер; 7, 8, 26 — холодильники; 10 ~ экстракционная колонна; 14. 15, 28. 34 — приемники; 16, 30 — трубчатые печи; 19. 35 —
аппараты воздушного охлаждения; 20 — рафинатная испарительная колонна; 21 — рафинатная отпарная колонна; 25 — кипятильник; 27 ■—
сушильная колонна; 32 — экстрактная испарительная колонна; 36 — экстрактная отпарная колонна; 38 — каплеотбойник.
71

них фенол. Пары воды по выходе из абсорбера
поступают в конденсатор-холодильник 4,
образовавшийся конденсат используется для производства
перегретого водяного пара в системе «водного
контура» (на схеме не показано).
Сырье с абсорбированным в нем фенолом
забирается с низа абсорбера насосом 6 и через
холодильник 7 направляется в среднюю часть
экстракционной колонны 10 насадочного или тарельчатого типа.
Температура верха колонны, поддерживаемая
примерно на 8—12 °С ниже критической температуры
растворения, обычно не превышает 115 °С для
остаточного сырья и 50 °С для маловязкого дистиллят-
ного сырья. Создаваемый температурный градиент
между верхом и низом колонны составляет 10—
30 °С. Обычно кратность фенола к сырью
колеблется в пределах 1,2—2,2 при очистке
масляных дистиллятов и 2,5—4,0 при очистке деасфаль-
тизатов.
На верх колонны 10 насосом 13 из приемника 28
подается фенол, предварительно нагретый в паровом
подогревателе 12 до температуры на 4—8 °С выше
температуры уходящего рафинатного раствора. Для
увеличения отбора рафината (путем снижения
растворяющей способности фенола) в нижнюю часть
колонны 10 насосом (на схеме не показан) вводится
из приемника 15 фенольная вода, соответствующая
в данном случае составу азеотропной смеси.
Количество фенольной воды в зависимости от сырья
составляет 2—10 % (масс.) на фенол.
Для равномерного распределения потоков по
сечению колонны все жидкости в нее вводятся через
горизонтальные трубчатые распределители.
Температура в верхней части колонны регулируется
в основном за счет изменения температуры нагрева
фенола. Регулируя количество экстрактного рас-
твора-рециркулята, которое не должно превышать
30 % (масс.) общей загрузки колонны, подаваемого
насосом 9 через холодильник 8, поддерживают
требуемую температуру низа экстракционной
колонны.
В колонне 10 образуются'два слоя: рафинатный
и экстрактный. Уровень раздела фаз поддерживается
в колонне при помощи межфазового регулятора,
установленного немного выше ввода сырья в
колонну. Рафинатный раствор, содержащий до 20 %
(масс.) фенола, на выходе из колонны 10 сверху
собирается в промежуточном приемнике 14.
Экстрактный раствор, состоящий из экстракта, фенола
и практически всей вводимой в колонну воды,
отводится с низа колонны 10 насосом 11 в секцию
регенерации растворителя.
Из приемника 14 рафинатный раствор насосом 18
подается в секцию регенерации растворителя через
теплообменник 17 (греющая среда — уходящий
горячий рафинат) в змеевик трубчатой печи 16. С
температурой 270—290 °С парожидкостная смесь
поступает в испарительную рафинатную колонну 20.
Здесь отделяется основное количество фенола в виде
паров. Для предотвращения уноса рафината с парами
фенола колонна оборудована ректификационными
тарелками (6—7 штук), орошаемыми фенолом. Пары
фенола, уходящие с верха колонны 20,
конденсируются в теплообменнике 23. Конденсат после
холодильника 26 собирается в приемнике сухого
фенола 28.
Рафинат с небольшим (2—3 % масс.)
содержанием фенола перетекает в рафинатную отпарную
72
1
колонну 21, где остатки фенола отгоняются острым
водяным паром. Пары воды и фенола с верха
колонны 21 поступают в аппарат воздушного
охлаждения 35; конденсат собирается в приемнике 34 и
насосом 33 подкачивается к экстрактному раствору
перед теплообменником 24. Рафинат, содержащий
не более 0,005 % (масс.) фенола, насосом 22
направляется через теплообменник 17 и
концевой холодильник (на схеме не показан) в
резервуар.
Отводимый из колонны 10 экстрактный раствор
подается насосом 11 через теплообменник 24 (нагрев
горячим фенолом, уходящим из кипятильника 25)
и теплообменник 23 в сушильную колонну 27. При
поступлении в эту колонну температура
экстрактного раствора равна 150—160 °С. Колонна 27
разделена полуглухой тарелкой на две части: верхнюю,
снабженную 12 тарелками, и нижнюю — кубовую.
В колонне 27 обезвоживается экстрактный раствор
и присоединяемый к нему водно-фенольный
конденсат.
Из этой колонны сверху уходят пары
азеотропной смеси (около 91 % масс, воды, остальное —
фенол), а снизу — безводный раствор, состоящий
из экстракта и основной массы фенола. Часть паров
азеотропной смеси, уходящей с верха колонны,
направляется в абсорбер 5, а остальное количество
поступает в аппарат воздушного охлаждения 19.
Образовавшийся здесь конденсат — фенольная
вода — поступает в приемник 15.
Экстрактный раствор, собирающийся на
полуглухой тарелке в колонне 27, перетекает в
кипятильник 25. Здесь он нагревается конденсирующимися
парами фенола, выходящими из колонны 32. В
испарительную экстракционную колонну 32 поступает
обезвоженный экстрактный раствор, забираемый
из сушильной колонны 27 насосом 29 и направляемый
им в змеевики печи 30 для нагрева до 250—280 °С.
Часть раствора рециркулирует между низом колонны
32 и вторым змеевиком печи 30. Осуществляя
насосом 31 циркуляцию раствора через змеевик в печи 30,
повышают температуру низа экстрактной колонны
примерно до 330 °С. Тем самым достигается низкое
содержание фенола в остаточном продукте колонны.
Конструктивно колонна 32 оформлена аналогично
колонне 27. Колонна 32 работает при избыточном
давлении 0,2—0,3 МПа. Температура верха колонны
равна температуре кипения фенола при рабочем
давлении; в зависимости от последнего она
колеблется в пределах 230—240 СС. В качестве орошения
на верхнюю тарелку колонны 32 подается фенол.
С низа колонны 32 экстрактный раствор,
содержащий 2—5 % (масс.) фенола, самотеком поступает
в отпарную колонну 36, где он продувается водяным
паром.
Выходящие из колонны 32 пары фенола являются
теплоносителем для кипятильника 25; после него
регенерированный фенол поступает через
теплообменник 24 и холодильник 26 в приемник сухого
фенола 28. Пары фенола и воды, выходящие из
колонны 36, конденсируются в аппарате 35;
конденсат вместе с экстрактным раствором подается в
сушильную колонну 27. По выходе из колонны 36
экстракт направляется насосом 37 через
теплообменник 2 и концевой холодильник (на схеме не
показан) в резервуар.
Показатели очистки фенолом сырья различного
происхождения:

Показатели
Волгоградская нефть
деасфаль-
тизат
смесь
деас-
фальти-
затои
I и II
масляный

дистиллят
Мухановская
девонская нефть
деасфаль-
тизат

масляный
дистиллят
Эмбен-
екая
нефть
Шкапов-
екая
нефть
Ромаш-
кин^кая
нефть
деасфальтизат
Мангышлакская нефть


фальтизат I


фальтизат II
масляный

дистиллят
Характеристика сырья
Плотность при
20 °С, кг/м3
Вязкость при
100 "С, мм'2/с
Содержание серы,
% (масс.)
Коксуемость по
Конрадсоиу, %
(масс.)
Кратность фенола
к сырью (по
массе)
Температура в
колонне, °С
верх
низ
Расход фенольнон
воды, % (масс.)
от фенола
901
21,5
—
0,9
2,8 : 1
95—100
80—85
3,0—5,0
905—908
24,8—
26,2
—
1,2—1,4
(2-
2,5) : 1
95—98
76—78
—
886
6,5
—
—
1,5 : 1
78—80
60—65
1,5—2,5
905
21,7
—
1,17
Парам
2,8 : 1
73
68
5,0
904
7,7
—
—
е т р ы п
2,0 : 1
84
74
12,0
905
23,8
1,26
1,26
р о ц е с с
(1,9-
2,0) : 1
90—94
74—80
4,0
884
17,4
1,17
1,1
а
3,5 : 1
90
65
—
907
20,8
1,6
1,1
3,0 : 1
70
62
4,5
881
21—23
—
0,4—0,6
1,4 : 1
95—96
72
5,0
906
60—65
—
2,1—2,3
3,0 : 1
98
75
5,0
860
6,3
—
—
1,5 :
85
60
5,0
Плотность при
20 °С, кг/м3
Вязкость при
100 °С, мм2/с
Коксуемость, %
(масс.)
Содержание серы,
% (масс.)
Выход рафината,
% (масс.)
880
20,1
0,31
—
65,0
888
21,8
0,43
—
76,0
X а р
870
5,9
—
—
80,0
актеристика
890
18,2
0,46
0,64
68,6
870
7,1
—
0,59
68,0
р а ф и н
881
20,1
0,28
—
71,8
а т а
871
15,9
0,3
—
59,8
881
16,0
0,28
0,79
60,0
877
21,0
0,3—0,4
—
92,0—
93,0
906
54—56
1,3—1,85
—
90,0
838
5,9
—
—
86,6
Показатели очистки фенолом при получении
высокоиндексных масел из туймазинской нефти
[2, 4J:
Показатели
X а р а
Плотность при 20 °С,
кг/м3
Вязкость при 100 СС,
мма/с
Коксуемость по
Конрадсоиу, % (масс.)
Содержание серы, %
(масс.)
Пар;
Расход фенола на
сырье, % (масс.)
Температура в
колонне, °С
верх
низ
X а р а к т
Плотность при 20 °С,
кг/м3
Вязкость при 100 °С,
мм2/с
Коксуемость по
Конрадсоиу, % (масс.)
j Содержание серы, %
(масс.)
Индекс вязкости
(готового масла)
Выход рафината, %
(масс.)
* При 50 "С.
Очищаемое сырье

маловязкий
дистиллят
к т е р и с
885
8,9*
—
1,7
) м е т р ы
350
45
32
е р и с т и
838
7,7*
—
0,3
104
51
средне-
вязкий
дистиллят
тика с ь
912
5,9
—
1,6
п р о ц е с
200
60
40
к а р а ф
855
4,9
—
0,4
103
55
вязкий
дистиллят
р ь я
924
9,2
—
1,8
: с а
400
65
45
и н а т а
867
6,8
—
0,4
97
65

деасфальтизат
911
20,6
0,9
1,5
550
88
68
876
15,4
0,2
—
95
50
Установка очистки нефтяных масляных
фракций фурфуролом
Установка очистки нефтяных масляных фракций
предназначена для удаления из нефтяного масляного
сырья нежелательных компонентов с целью
получения рафината [6]. Сырьем могут быть масляные
дистилляты или деасфальтизат. Кроме рафината на
установке получают побочный продукт — экстракт.
Выход рафината зависит от качества исходного сырья
и требуемой глубины очистки и составляет 60—90 %
(масс), а при работе установки на высокоиндексный
компонент выход рафината понижается. Этот
процесс можно также использовать для очистки ди-
стиллятных дизельных и печных топлив, сырья
каталитического крекинга, каталитических газойлей-
рециркулятов, сырья для производства
технического углерода [7].
Установка включает следующие секции:
деаэрации сырья, экстракции, регенерации фурфурола из
рафинатного раствора, регенерации фурфурола из
экстрактного раствора, регенерации фурфурола из
водных растворов.
В промышленности существуют как однопоточ-
ные, так и укрупненные комбинированные (двух-
поточные) установки, которые имеют по две секции
деаэрации и экстракции, по две секции регенерации
фурфурола из рафинатных растворов (что позволяет
очищать сырье одного или одновременно двух видов)
и одну секцию регенерации растворителя из
экстрактных растворов. На рис. VIII-2 показаны
технологическая линия очистки одного потока сырья
(вторая линия тождественна первой) и общий блок
регенерации фурфурола из смеси экстрактных
растворов и водных растворов.
73

РИС. VII1-2. Технологическая схема установки
/, 5. 6, И, 14, 17, 25, 27, 30, 36—38, 46—48 —насосы; 2,\8, 18, 21, 23, 44 —теплообменники; 3 —деаэратор; 4 —приемник; 7, 9, 19,
26; 31, 50 — колонны; 20, 28 — трубчатые печи;
Сырье насосом / подается через теплообменник 2
в деаэратор 3. В теплообменнике оно нагревается
жидким фурфуролом, отводимым из колонны 26.
Деаэрация проводится водяным паром в вакууме
(9,97 кПа). Воздух и пары воды отсасываются с
помощью и вакуум-создающей системы. Забираемое
с низа деаэратора 3 насосом 6 сырье охлаждается
в теплообменнике 8, воздушном и водяном
холодильниках 9 и 10 и поступает в нижнюю часть ро-
торно-дискового контактора 12. В верхнюю часть
этого контактора насосом 27 подается сухой
фурфурол из буферного сборника, расположенного ниже
колонны 26. Предварительно сухой растворитель
охлаждается в теплообменнике 2 и воздушном
холодильнике 7.
Для создания необходимого температурного
градиента в контакторе, а также для повышения
четкости разделения и увеличения выхода рафината
предусматривается циркуляция экстрактного раствора
через холодильник 13 и возврат насосом 11 псевдо-
рафината из отстойника 13' в нижнюю часть
аппарата. Рафинатный раствор с верха контактора 12
отводится в приемник 4, а экстрактный раствор из
правой части отстойника 13' насосом 14
направляется в секцию регенерации растворителя.
Фурфурол регенерируется из раствора рафината
в две ступени. Раствор рафината, отводимый из
приемника 4, подается насосом 5 через
теплообменник 18 и змеевики трубчатой печи 20 в колонну 15.
В этой колонне из рафинатного раствора под
вакуумом регенерируется основная часть фурфурола.
Температура нагрева в печи 20 не должна превышать
215 °С, так как фурфурол обладает низкой
термической стабильностью. Пары сухого фурфурола из
колонны 15 поступают в аппарат воздушного
охлаждения 33, а затем в холодильник 34; отсюда
фурфурол стекает в вакуум-приемник 35. Из приемника 35
сухой фурфурол в качестве орошения подается
насосом (на схеме не показан) в колонны 15, 24, 29 и 32.
Избыток фурфурола направляется в секцию
экстракции.
Раствор рафината с низа колонны 15 перетекает
в отпарную колонну 16, где оставшийся фурфурол
удаляется с помощью острого водяного пара,
подаваемого в нижнюю часть колонны. В этой колонне
также поддерживается вакуум. Пары фурфурола
и воды с верха колонны 16 поступают в аппарат
воздушного охлаждения 41; конденсат, пройдя
холодильник 40, собирается в вакуум-приемнике 39.
Насос 38 служит для подачи влажного фурфурола
74

ИЗ ОП. 15
из an. IS
ИЗ ОП. 21
из an. 23
из an. 25
©d
Фурсрурал па
орошение
'8 ал. 15,24,23
23
32 .
i. NO?
33
34
1 Г\
I , I 28
W
hd
С
£P'
35
lt!I
f-
/7ffp
W
■Я1
4!
40
4^
* ^ \t
JS
-J?
•4i
> r—*—\r
\J ж W 1'
Экстракт
27
*€k ^OxGc
\^ v r-v ^ v r\r
©^
4J
#
44
\/ 1 ч
С
,50
иг
43
45
r—i
30 36 J7 J5 45
е-
D
-e
47 43
очистки масляного сырья фурфуролом:
S3, */ — аппараты воздушного охлаждения; 10, 13, 34, 40, 42, 43 — холодильники; 12 — контактор; 13', 45, 49 — отстойники; 15, 16, 24,
29, 32 — эвапораторы; 35, 39 — вакуум-приемники.
в отстойник 45. Рафинат с низа колонны 16 насосом
17 через теплообменник 18 и аппарат воздушного
охлаждения 19 выводится с установки в
резервуар.
Фурфурол из раствора экстракта регенерируется
в четыре ступени. Раствор экстракта из отстойника
13' подается через теплообменники 8, 23 и 21 в
змеевики трубчатой печи 20, откуда он направляется
в испарительную колонну 24 для отгонки влажного
фурфурола, работающую при давлении 0,22 МПа.
В этой колонне испаряются до 30 % (масс.)
фурфурола и вся влага, содержащаяся в экстрактном
растворе. Пары фурфурола и воды, выходящие из
колонны 24 сверху, конденсируются в теплообменнике
23, и образующийся конденсат поступает в
сушильную колонну 26 для обезвоживания фурфурола.
Вверху этой колонны поддерживается температура
кипения азеотропной смеси фурфурол — вода при
рабочем давлении в колонне (при 0,15 МПа около
110°С). В нижней части отгонной зоны колонны 26,
под нижней тарелкой и в кубовой ее части
поддерживается температура конденсации паров фурфурола
при рабочем давлении. При понижении температуры
в нижней части колонны 26 растворитель
обводняется, и качество рафината ухудшается.
Раствор экстракта с низа колонны 24 насосом 25
направляется через змеевики трубчатой печи 28
(нагрев не выше 230 °С) в эвапоратор высокого
давления 29. Пары фурфурола из аппарата 29
конденсируются в теплообменнике 21, и конденсат
поступает в нижнюю часть сушильной колонны 26,
служащей сборником сухого фурфурола. Часть паров
из эвапоратора 29, минуя теплообменник 21,
направляется под нижнюю тарелку колонны для
поддержания температурного режима низа
колонны.
Экстрактный раствор из эвапоратора высокого
давления 29 насосом 30 подается в эвапоратор низкого
давления 32, где фурфурол испаряется за счет
перепада давления. Пары сухого фурфурола с верха
эвапоратора 32 вместе с парами сухого фурфурола
из испарительной колонны 15 конденсируются,
охлаждаются, и конденсат стекает в вакуум-приемник 35,
Из эвапоратора 32 часть экстрактного раствора
в качестве рециркулята насосом 37 после
холодильника 13 и отстойника 13' подается в низ контактора
12. Оставшийся экстрактный раствор перетекает
в отпарную колонну 31, где под вакуумом и с
помощью острого перегретого водяного пара
происходит окончательное отпаривание фурфурола. На
75

верх колонны 31 насосом 48 подается как орошение
«легкое масло» из отстойника 49.
Пары фурфурола и воды, выходящие с верха
колонны 31, направляются в систему влажных
паров, отводимых из колонны 16; смесь конденсируется,
и охлажденный конденсат собирается в вакуум-
приемнике 39.
Экстракт с низа колонны 31 насосом 36 через
концевой аппарат воздушного охлаждения (на схеме
не показан) направляется в резервуар.
Обводненный фурфурол из вакуум-приемника 39
направляется в отстойник 45, где он разделяется на
два слоя: нижний — влажный фурфурол — служит
орошением колонны 26; верхний — водный слой,
содержащий 8—9 % (масс.) фурфурола, поступает
в дополнительный отстойник 49, разделенный на
три секции. Отстоявшийся фурфурол из первой
секции отстойника 49 вместе с влажным фурфуролом
из отстойника 45 насосом 46 подается в колонну 26.
Водный слой из второй секции отстойника 49
насосом 47 через теплообменник 44 направляется в
колонну 50 для отгонки фурфурола; в низ этой колонны
для отпаривания азеотропной смеси подается острый
перегретый водяной пар. Пары воды и фурфурола
с верха колонны 50 поступают в
конденсатор-холодильник 43, откуда конденсат вместе с потоком
сконденсированных в холодильнике 42 паров
азеотропной смеси из колонны 26 поступает в отстойник
45. Вода из колонны 50 уходит в спецканализацию.
При очистке дистиллятных фракций в третьей
секции отстойника 49 накапливается нефтепродукт (так
называемое «легкое масло») вследствие уноса
масляных компонентов парами, уходящими из отпарных
колонн. Это «легкое масло», содержащее
растворенный в нем фурфурол, направляется насосом 48
в отпарную экстрактную колонну 31 для регенерации
фурфурола.
Давление и температура в основных аппаратах:
Аппарат Давление Температура,
Деаэратор 3 9,97 кПа 130—140
Колонна 15 39,9 кПа 205—210
Колонна 16 39,9 кПа 180—200
Колонна 24 0,22 МПа 190—200
Колонна 29 0,25 МПа 220—230
Колонна 32 39,9 кПа 190—200
Колонна 31 39,9 кПа 180—200
Колонна 26 , 0,! 5 МПа 170—175
(низ)
Температура рафннатного раствора на выходе из змеевика печи
20 равна 200 — 215 °С, а экстрактного раствора на выходе из змеевика
печи 28 составляет 220 —230 °С.
Результаты очистки фурфуролом сырья
различного происхождения и разного фракционного
состава иллюстрируются данными следующих таблиц
[6, 8, 9].
Условия и результаты очистки фурфуролом
дистиллятов из смеси сернистых нефтей:
Показатели
Плотность при 20 °С,
кг/м3
Вязкость при 50 СС,
мм2/с
Индекс вязкости
(после депарафиииза-
ции)
Показатель
преломления при
50 °С
КТР, °С
Температура в .
контакторе, °С
верх
низ
Кратность к сырью (по
объему)
фурфурола
рециркулята
Выход рафината, %
(масс.)
Отбор от потенциала,
% (масс.)
350-4
исходный

дистиллят
890—900
16,4—
24,6
—
1,4919—
1,5011
115—124
104—108
83—87
(1,3-
1,4) : 1
0,2 : 1
66,6
86,0
20 °С *
рафинат
15,0—
18,4
85—89
1,4652—
1,4721
—
—
—
~
~
—
—
420 — 5
исходный

дистиллят
906-917
47,8—
76,4
—
1,5010—
1,5118
121 — 135
110—115
93—96
(1,6-
1,7) : 1
(0,1-
0,2) : 1
61,0
78,0
)0 °С **
рафинат
40,0—
45,0
85—90
1,4681 —
1,4748
—
—
—
—
—
* 8 — 20 % выкипает до 350 °С и 98% —в интервале 412 —
458°С.
** 15—55 % выкипает до 420 °С и 98 % — в интервале 477 —
517 °С.
Технологический режим очистки деасфальтизата
фурфуролом в роторно-дисковом контакторе и
качество рафината:
Показатели
Температура в контакторе, ° С (низ/верх)
Выход рафината, % (масс.)
Плотность при 20 °С, кг/м3
Вязкость при 100 °С, мм2/с
Коксуемость по Конрадсону, % (масс.)
Производительность установки, т/сут
600
98/132
70
905
32—35
0,80
700
104/135
70
906
32—35
0,82
800
105/135
72
906
32—35
0,84
850
105/138
73
908
34—38
0,88
900
106/138
73
909
34—38
0,90
950
105/140
75
909
34—38
0,92
Примечание. Исходная нефть — парафинистая месторождения Нефтяные Камни вязкостью 42—48 мм2/с, коксуемостью 1,6 — 1,8 %
(масс); кратность фурфурола к деасфальтиэату (по массе) 3,5 : 1; частота вращения ротора 26 об/мин.
76

Зависимость выхода масла и его индекса вязкости
от кратности фурфурола к сырью (по массе):
Показатели
Выход, % (масс.)
рафината
депарафиниро-
ванного
рафината *
в пересчете
на рафипат
в пересчете
на сырье
Характеристика де-
парафипированного
масла
плотность при
15 °С, кг/м3
вязкость, при
99 °С, мм2/с
индекс вязкости
температура
застывания, °С
Сырье —
веретенный дистиллят
0,69 : 1
77,4
71,0
55,1
889
3,8
71
—18
-
67,8
07,7
45,1
876
3,7
77
-18
1,97 : 1
55,5
68,4
38,0
863
3,6
93
— 18
Остаточное сырье
(при получении
брайтстока)
2,5 : 1
82,5
54,6
45,0
923
41,7
83
— 18
5,0 : 1
69,1
54,2
37,5
917
37,8
88
— 18
7,6 : 1
69,1
47,8
33,0
908
36,1
92
— 15
* Состав растворителя: метилэтилкетон+бензол+толуол.
Установка очистки нефтяных остатков парными
растворителями без предварительной
деасфальтизации сырья
Установка для очистки концентратов (или гудро-
нов с невысокой коксуемостью) смесью пропана,
фенола и крезола предназначена для получения
остаточных масляных рафинатов высокой вязкости.
Основные секции установки следующие:
экстракции сырья растворителями, регенерации
растворителей из рафинатного раствора, регенерации
растворителей из экстрактного раствора и регенерации
растворителей из водных растворов. Очистка
парными растворителями осуществляется в
горизонтальных аппаратах — экстракторах. Экстракционное
отделение состоит из семи секций, каждая из которых
включает смеситель и отстойник. Технологическая
схема установки представлена на рис. VII1-3.
Сырье — концентрат или гудрон — подается
насосом 34 через паровой подогреватель 33 в
смеситель 32. Сюда же подается и рафинатная фаза,
выходящая из экстрактора 35, и экстрактная фаза,
нагнетаемая насосом 22 из экстрактора 21. Из
смесителя смесь после охлаждения в холодильнике 29
вводится в экстрактор 27. Степень предварительного
нагрева сырья и последующего охлаждения смеси,
выходящей из смесителя 32, зависит от вида
очищаемого сырья. В смесителе необходимо обеспечить
хорошее смешение и необходимую температуру смеси
перед ее подачей в экстрактор 27. Температура
экстракции должна быть ниже температуры
взаимной растворимости компонентов, чтобы смесь
представляла две фазы.
Растворители подаются в концевые экстракторы.
До ввода в первый экстрактор 39 пропан, подаваемый
насосом 43, проходит теплообменник 42 (этот
аппарат может служить холодильником или
подогревателем); на выходе из него температура пропана
поддерживается между 37 и 47 °С.
Феноло-крезольная смесь, называемая условно
«селекто», насосом 6 через подогреватель 5 при
температуре 35—52 СС подается в экстрактор 10.
До входа в каждый экстрактор верхний слой
жидкости, поступающей из предыдущей ступени,
смешивается с нижним слоем из последующей ступени.
В экстракторе смесь разделяется на два новых
слоя — рафинатный и экстрактный измененного
состава.
Рафинатный раствор (верхний слой) движется от
экстрактора 27 к последнему экстрактору 10.
Экстрактный раствор (нижний слой) подается насосами
12, 15, 17, 22, 28 и 38 в противоположном
направлении. Таким образом в экстракторах соблюдается
противоток. В экстракторах 35 и 39 жидким
пропаном обрабатываются только экстрактные
растворы.
Конечными продуктами экстракции являются:
рафинатный раствор (верхний слой), выходящий из
экстрактора 10, и экстрактный раствор (нижний
слой), уходящий из экстрактора 39. Каждый раствор
под давлением, поддерживаемым в экстракторах,
направляется в свою систему регенерации
растворителя. В рафинатном растворе содержится 14—25 %
(масс.) рафината, 20—22 % (масс.) селекто,
остальное — пропан.
Рафинатный раствор по выходе из экстрактора 10
нагревается до 125 °С в теплообменнике 25 за счет
тепла селекто, выходящего из колонны 23, и
поступает в верхнюю часть пропановой рафинатной
колонны 14. Давление в колонне 14 поддерживается
в пределах 1,5—1,9 МПа. На верхнюю тарелку этой
колонны в качестве орошения подается пропан из
приемника 46. С верха колонны 14 отводятся пары
пропана, которые конденсируются в конденсаторе-
холодильнике 45', жидкий пропан стекает в
приемник 46, откуда вновь возвращается в
экстракционную систему.
Температура внизу колонны 14 поддерживается
около 300 °С, для чего насосом 9 осуществляется
рециркуляция части раствора через змеевики
трубчатой печи 8; рециркулят возвращается в колонну
при температуре 330—340 °С.
Рафинатный раствор, содержащий 0,2—0,3 %
(масс.) пропана, поступает за счет разности давлений
с низа колонны 14 в селектовую рафинатную
колонну 2. Давление в этой колонне около 0,07 МПа.
Уходящая с верха колонны 2 смесь паров селекто
и пропана направляется в колонну 23. Холодным
орошением колонны 2 является селекто. Тепло,
необходимое для удаления растворителя, вносится
рафинатом, циркулирующим по схеме: низ колонны
2 -> насос 7 -> печь 8 -> колонна 2. В результате
температура низа колонны 2 поддерживается на
уровне 330—340 °С.
Балансовое количество рафината с низа ко-
i лонны 2 направляется в верхнюю часть колонны 1,
под нижнюю тарелку которой подается перегретый
водяной пар. Пары из колонны 1 вводятся в нижнюю
часть колонны 2, а рафинат с низа колонны 1
направляется насосом 3 в трубчатый парогенератор (на
схеме не показан), служащий для производства
водяного пара, затем в холодильник и в резервуар
целевого продукта. Водяной пар, получаемый в
парогенераторе, подается в низ колонны 1 (при
необходимости пар пропускается через пароперегреватели
печи).
77

Пары' пропана Высокою дабяюця
Пары фенола и крезола
_ I из ал '30
Ра(ринат( V-
из an Jff
Экстрактный раствор, уходящий из экстрактора
39, проходит вначале теплообменник 26, где
подогревается горячим селекто, уже отдавшим часть своего
тепла в теплообменнике 25, затем теплообменник 30
(нагрев за счет тепла конденсации паров селекто,
выделенных в колонне 40) и поступает в пропановую
экстрактную колонну 31. Режим работы этой
колонны: давление 1,8—2,0 МПа, температура верха
60—80 °С, низа 270—305 °С, температура
поступления раствора ^ 150 °С. На верхнюю тарелку
колонны 31 подается пропан. Температурный режим
колонны 31 поддерживается за счет циркуляции
части остатка при помощи насоса 36 через один из
змеевиков трубчатой печи 37, где раствор
нагревается до 310—320 С°.
Балансовое количество экстрактного раствора
с низа колонны 31 перемещается за счет разности
давлений в верхнюю часть феноло-крезольной
колонны 40; здесь орошением является селекто. Режим
работы колонны 40: давление 0,07 МПа, температура
верха 190—205 °С, низа — 270—340 °С.
Смесь паров фенола, крезола, остатков пропана
и воды, выходящая с верха колонны 40, поступает
в теплообменник 30. Образующаяся в результате
конденсации парожидкая смесь направляется в
колонну обезвоживания 23. Циркуляция остатка,
собирающегося внизу в колонне 40, через второй
змеевик печи 37 и вывод балансового количества его
в отпарную колонну 44 осуществляется насосом 41.
78
Перегретый водяной пар, используемый для
отпаривания растворителя в колонне 44, вырабатывается
парогенератором (на схеме не показан), в котором
используется тепло экстракта. Пары фенола,
крезола и воды, выходящие из колонны 44, поступают
под нижнюю тарелку колонны 40; экстракт после
охлаждения направляется в резервуар. Давление
в колонне 44 0,05—0,07 МПа.
Смесь (пары и жидкость) фенола и крезола, паров
воды и пропана, выходящая из теплообменника 30,
а также смесь паров, выходящих из колонны 2,
поступают в колонну 23. Здесь за счет избыточного
тепла паров фенола и крезола смесь разделяется
на обезвоженную смесь фенола и крезола, выводимую
с низа колонны, и на пары азеотропной смеси фенола
и крезола с водой (92 % масс, воды и 8 % масс,
селекто), которые выходят с верха этой колонны вместе
с газообразным пропаном.
В конденсаторе-холодильнике 19 полностью
конденсируются фенол, крезол и водяной пар.
Конденсат поступает в отстойник 18, с верха которого
выводится газообразный пропан. Далее пропан через
брызгоотделитёль 47 направляется на прием
компрессора 48 и после сжатия до давления 1,4 —
1,6 МПа и сжижения в конденсаторе 45 собирается
в приемнике 46.
Образующиеся в отстойнике 18 две фазы
представляют собой раствор воды в смеси фенола и
крезола (нижний слой) и раствор последних в воде

из an. 14
РИС. ' VI11-3. Технологическая
схема установки для очистки
нефтяных остатков парными
растворителями без предварительной деас-
фальтизации сырья:
/. Я, 14, 23, 31, 40, 44 — колонны; 3,
6, 7. 9. 12, 15, 17, 20, 22, 28. 34, 36, 38,
41, 43 — насосы; 4, 46 — приемники;
5 — подогреватель; 8, 37 — трубчатые
печи; 10, 13, 16, 21, 27, 35, 39
—экстракторы; //, 32 — смесители; 18 —
отстойник; 19, 24—26, 29, 30, 33, 42, 45 —
теплообменники; 47 — брызгоулови-
тель; 48 — компрессор.
(верхний слой). Нижний слой насосом 20 подается
на верхнюю тарелку колонны 23 в качестве
орошения. Верхний слой, содержащий 6—9 % (масс.)
селекто и 94—91 % (масс.) воды, перетекает в
специальную емкость (на схеме этот узел не показан),
где соединяется с пропаном, поступающим далее
в приемник 46. Пропан улавливает селекто, а вода
после дополнительного отстоя подается в
парогенератор для выработки водяного пара.
Обезвоженная в колонне 23 феноло-крезольная
смесь, содержащая не более 0,5 % (масс.) воды,
подается насосом (на схеме не показан) через
теплообменники 25 и 26 и холодильник 24
в приемник 4 растворителя, циркулирующего в
системе.
Показатели очистки остатков различных нефтей
парными растворителями [2]:
Показатели
волгоградской
Остатки нефтей
мангыш-
лакской
ромаш-
кинской
Характеристика сырья
937
53,3
7,3
330 *
300
55—58
X а
886
19,2
0.26
59,0
938
53,3
7,1
Парам
350
270
51—53
942
96,3
9,1
е т р ы п
400 *
250
50—53
916
69,0
7,7
977
174,0
12,1
р о ц е с с а
500*
500
56—58
400
254
46—50
рактеристика рафината.
892
24,0
0,45
65,0
892
25,5
0,25
52,6
869
20,9
0,43
54,3
885
19,0
0,22
42,0
шкапов-
ской
965
139,0
11,0
310*
300—400
42-51
880
15,3
0,28
35,6
эмбен-
ской
932
43,6
6,68
310
500
45—50
874
16,1
0,26
61,0

грозненской
941
57,1
7,6
300*
320
48—50
881
18,4
0,25
51,2
туйма-
зинской •
932
39,3
4,0
—
883
19,0
0,27
32,0
Плотность при 20 °С, кг/м3-
Вязкость при 100 °С, мм'2/с
Коксуемость по Конрадсону, % (масс.)
Расход растворителей,
сырье
пропана
селекто
Температура, °С
% (масс.) на
кг/м3
мм2/с
Плотность при 20 °С,
Вязкость при 100 °С,
Коксуемость по Конрадсону, % (масс.)
Выход от гудрона,% (масс.)
С легкой предварительной деасфальтизацией сырья.
79

Глава IX
Депарафинизация и обезмасливание нефтяного сырья
Низкотемпературные процессы
Для получения масел с низкой температурой
застывания используют процесс депарафинизации,
в результате которого из масляного сырья удаляются
твердые углеводороды. Наиболее
распространенным методом выделения твердых углеводородов из
нефтяного сырья является депарафинизация с
помощью селективных растворителей, основанная на
разной растворимости нефтяных углеводородов в
растворителях. Для этой цели в практике применяют
кетон-ароматическую смесь растворителей (метил-
этилкетон и толуол или ацетон и толуол), взятых
в различных соотношениях — от 30 до 60 % (масс.)
кетона и от 70 до 40 % (масс.) толуола.
Кратность растворителя к сырью зависит от
вязкости депарафинируемого рафината: с повышением
вязкости масляных фракций расход растворителя
увеличивается. Обычно кратность растворителя
к сырью составляет (2—3) : 1 для Дистиллятного
сырья и (3,0—4,5) : 1 для остаточного. От
количества взятого растворителя зависят скорость
отделения жидкой части от твердой, выход депарафиниро-
ванного масла, его температура застывания и
содержание масла в гаче или петролатуме.
Одной из форм совершенствования процесса
является порционная подача растворителя, при
которой создаются условия для разделения
кристаллизацией высоко- и низкоплавких углеводородов.
При первом разбавлении сырья расход растворителя
должен быть таким, чтобы из раствора выделялись
самые высокоплавкие углеводороды, образующие
кристаллы наибольших размеров. При
порционном разбавлении (2—4 порции) каждая порция
вводимого растворителя должна иметь температуру
на 2—3 °С выше температуры смеси в точке, куда
подается растворитель. Порционная подача
растворителя эффективна при депарафинизации и обез-
масливании дистиллятного сырья широкого
фракционного состава.
При заданных температуре застывания
вырабатываемого масла и пропускной способности установки
по сырью к показателям, характеризующим работу
установки низкотемпературной депарафинизации,
относятся прежде всего следующие: глубина отбора
масла (% масс, от сырья), скорость фильтрования,
содержание масла в гаче (или петролатуме). Важным
показателем, в значительной мере
предопределяющим эксплуатационные расходы, является
кратность растворителя к сырью.
В заводской практике получили распространение
установки с двухступенчатым фильтрованием, где
вторая ступень предназначена для уменьшения
содержания масла в гаче и тем самым для увеличения
выхода депарафинированного масла. На отдельных
установках с трехступенчатым фильтрованием
получают два целевых продукта: депарафинированный
рафинат и технический парафин; побочным
продуктом является слоп-вокс. На установках обезмаслива-
ния, вырабатывающих из гача парафин-сырец, а из
петролатума — церезин-сырец, обычно используют
как способ перекристаллизации (первая ступень),
так и способ отмывки (вторая ступень).
В представленных схемах депарафинизации
охлаждение суспензии проводится аммиаком и этаном;
взамен аммиака применяют также пропан. Глубина
охлаждения суспензии определяется температурой
застывания товарного масла с учетом
температурного градиента депарафинизации, зависящего от
используемого растворителя.
Установка депарафинизации обслуживается
закрытой дыхательной системой инертного газа.
Все приемники на установке депарафинизации, где
находится растворитель, а также газовое
пространство фильтров заполнены инертным газом. Это
предотвращает образование взрывоопасной смеси
растворителя с воздухом и сокращает потери
растворителя. Инертный газ служит также для подсушки
и отдувки твердого осадка (лепешки) от
фильтровальной ткани в вакуум-фильтрах непрерывного
действия барабанного типа.
Установка депарафинизации
с двухступенчатым фильтрованием
На установке депарафинизации с
двухступенчатым фильтрованием получают масла с низкой
температурой застывания —депарафинированное масло,
а на второй ступени дополнительно извлекают масло
из гача или петролатума (побочный продукт). Сырьем
установки служат рафинаты селективной очистки;
целевой продукт — депарафинированное масло.
Выход депарафинированного масла составляет 65—
80 % (масс.) от сырья.
Основные отделения установки следующие:
кристаллизации, фильтрования, регенерации
растворителя из раствора депарафинированного масла
и растворов гача или петролатума. Технологическая
схема установки кристаллизации и фильтрования
представлена на рис. IX-1.
Сырье — рафинат — насосом 10 через водяной
холодильник // подается в регенеративные
кристаллизаторы 13—16, где охлаждается фильтратом,
полученным в I ступени фильтрования. Число
кристаллизаторов зависит от пропускной способности
установки. Сырье разбавляется холодным растворителем
в трех точках: на выходе его из кристаллизаторов 13,
14 и 15. Растворитель подается насосами из
приемников сухого и влажного растворителей (на схеме не
показано). Из регенеративных кристаллизаторов
раствор сырья поступает в аммиачные
кристаллизаторы 18—20, где за счет испарения хладагента
(аммиак или пропан), поступающего из приемника 24,
охлаждается до температуры фильтрования.
Охлажденная суспензия твердых углеводородов
в растворе масла поступает в приемник 1, а оттуда
самотеком в вакуумные фильтры 2 ступени I.
Уровень суспензии в вакуумных фильтрах регулируется
регулятором уровня, который связан с линией ее
подачи. Фильтрат I ступени (раствор
депарафинированного масла) собирается в вакуум-приемнике 7,
откуда насосом 17 подается противотоком к раствору
сырья через регенеративные кристаллизаторы, а
затем через теплообменник 12 для охлаждения влаж-
80

■ '-Инертный газ'-
| Влажный растборитель
25^-1 ha
■О
наела
Инертный
ваз
РИС. IX-1. Технологическая схема установки депарафинизации с двухступенчатым фильтрованием:
ник-' 212~ TnTnnSli;,,?. -,ва7/мные Фильтры; 3. 6 - сборники; 7, 8 - вакуум-приемники; 9. 10, П. 23 - насосы; // - водяной
ник, и - теплообменник, 13 — 16 - регенеративные кристаллизаторы; \18-22 - аммиачные кристаллизаторы; 25 — компрессор-
кристаллизаторы; 25 — компрессор; < >
холодиль-
—
система инертного газа*
ного растворителя и направляется в секцию
регенерации растворителя. Осадок промывается холодным
растворителем, предварительно охлажденным
в кристаллизаторе 22.
Осадок, снятый с фильтров I ступени,
разбавляется растворителем, и полученная суспензия
собирается в сборнике 3. Отсюда суспензия насосом 9
подается в приемник 4 для снабжения вакуумных
фильтров 5 ступени II. Фильтрат II ступени
поступает в вакуум-приемник 8, откуда насосом 23 через
кристаллизатор 21 подается на конечное
разбавление охлажденной суспензии, выходящей из
кристаллизатора 20. Осадок с фильтров II ступени
разбавляется растворителем и собирается в сборнике 6;
далее суспензия направляется в отделение
регенерации растворителя.
Температуры фильтрования для дистиллятного
и остаточного сырья приведены ниже (°С):
I ступень
II ступень
Дистиллят- Остаточное
ное сырье сырье
—25н—28 —23-—25
— 15ч—18 —13ч 15
Установка депарафинизации и обезмасливания
Установка депарафинизации и обезмасливания
предназначена для получения масел с низкой
температурой застывания при одновременном выделении
парафина или церезина. При осуществлении этих
процессов на совмещенной установке снижаются
эксплуатационные расходы, расходы пара и
электроэнергии, улучшаются по сравнению с раздельно
работающими установками и другие
технико-экономические показатели.
Сырьем являются рафинаты селективной очистки.
Целевой^ продукт — депарафинированное масло
с низкой температурой застывания, парафин или*
церезин, а побочным продуктом являются отходы
обезмасливания. Выход депарафинированного
масла составляет 65—85 % (масс), парафина или
церезина 12—15 % (масс.) и отходов от
обезмасливания, или слоп-вокса, 6—18 % (масс).
Основные отделения установки следующие:
кристаллизации, фильтрования, регенерации
растворителя из растворов депарафинированного масла,
парафина или церезина и отходов обезмасливания.
Технологическая схема установки отделения
кристаллизации и фильтрования представлена на
рис. IX-2.
Сырье — рафинат — насосом 14 через водяной
холодильник 15 подается в регенеративные
кристаллизаторы 16—19, где охлаждается фильтратом,
получаемым в I ступени фильтрования. На выходе
О Под ред. Б. И. Бондаренко
81

13
-tx—'
->■
fe
<F*
17 18
*4
Шертьш
Л *" газ
т
г^ Л^
10
5
—г—: ^—4 г
_1_
79
! * 22 I 4
4>п Ц>
♦*■
■«*
X
23
24'
X
USh
Раствор
. _ парафина
С g ) (церезина)
?2 X Раствор
У
ч>
k>i
27
t>
20'v-r-' Растворитель
Рафинат
влажный
14
21
2«
^П
отходов
Лл
J7-
><Д
Раствор!
депарафинированнога
масла
30
. Растворитель
сухой
29
РИС. IX-2. Технологическая схема установки депарафинизацни и обезмасливания:
{'. 4« 7'<?« ~ приемники; .2, 5, 8 — вакуумные фильтры; 3, 6, 9,"31 — сборники; (10, 10', 12 — вакуум-приемники; 11 — компрессор; 13, 14,
21, 28, 29 — насосы; 15 — водяной холодильник; 16—19 — регенеративные кристаллизаторы;. 20. 30 — теплообменники; 23—27 — аммиачные
кристаллизаторы; <-» — система инертного газа.
из кристаллизаторов 16—18 сырье разбавляется
холодным растворителем. Растворитель подается
насосами из приемников сухого и влажного
растворителей (на схеме не показано). Из регенеративных
кристаллизаторов раствор сырья поступает в
аммиачные кристаллизаторы 23—25, где за счет
испарения хладагента (аммиак или пропан),
поступающего из приемника 22, охлаждается до температуры
фильтрования. Охлажденная суспензия твердых
углеводородов в растворе масла поступает в
приемник /, а оттуда — самотеком в вакуумные фильтры 2
ступени I. Уровень суспензии в вакуумных фильтрах
регулируется регулятором уровня, который связан
с линией ее подачи. Фильтрат I ступени (раствор
депарафинированного масла) собирается в вакуум-
приемнике 10, откуда насосом 21 подается
противотоком к раствору сырья через регенеративные
кристаллизаторы. Затем через теплообменники 20 и 30,
где охлаждаются влажный и сухой растворители,
поступает в сборник 31. Отсюда раствор
депарафинированного масла направляется в секцию
регенерации растворителя.
Осадок на фильтре промывается холодным
растворителем. Растворитель предварительно
охлаждается в кристаллизаторе 27. Осадок, снятый
с фильтров I ступени, разбавляется растворителем,
и полученная суспензия собирается в сборнике 3.
Отсюда суспензия насосом 13 подается в приемник 4
для снабжения вакуумных фильтров 5 ступени II.
Фильтрат II ступени поступает в
вакуум-приемник 10' и оттуда насосом 28 через кристаллизатор 26
подается на конечное разбавление охлажденной
суспензии, выходящей из кристаллизатора 25. Осадок
с фильтров ступени II разбавляется растворителем
и собирается в сборнике 6. Отсюда суспензия
насосом 29 подается в приемник 7 для снабжения
вакуумных фильтров 8 ступени III. Фильтрат III
ступени собирается в вакуумном приемнике 12 и далее
направляется в секцию регенерации растворителя.
Осадок с фильтров III ступени разбавляется
растворителем, собирается в сборнике 9 и далее
направляется в секцию регенерации растворителя.
Температуры фильтрования для дистиллятного
и остаточного сырья приведены ниже (°С):
I ступень
II ступень
III ступень
Дистиллят-
ное сырье
—25+—28
—5ч—10
Он—5
Остаточное
сырье
—23ч—25
—Зч—5
+5+ +8
Показатели процесса депарафинизацни ряда
рафинатов, а также процесса обезмасливания гачей
и петролатумов приведены ниже [1—9].
82

Показатели депарафинизации рафинатов (двухступенчатое фильтрование):
Показатели
Дистиллятные рафинаты (двухступенчатое фильтрование)
парафинистая
сернистая смолистая
нефть
из мало-
вязкой
фракции
из
фракции
широкого
состава
тая
стая
стая
нис
рни
ОЛИ
параф*
малосе
малосы
нефть
из вязкой
фракции
высокопарафини-
стая
малосернистая нефть
из сред-
невязкой
фракции
Я £
ВЫСОКО
стая с
нефть
из вязкой
фракции
Остаточные рафинаты
парафинистая
малосернистая
малосмолистая нефть
К ,
высокопарафинистё
малосернистая смо
листая нефть
, л
i£
стая серн
листая не
парафин*
стая смо
Характеристика сырья
Плотность при 20 °С, кг/м3
Вязкость, мм2/с при 100 °С
Показатель преломления при 20 °С
Температура застывания, °С
Коксуемость по Конрадсону, %
(масс.)
856
11,0*
1,4630
27
0,55
878
6,4
1,4740
37
0,8
870
6,3
1,4725
36
5,0
1,4748
33
6,3
37
886
7,8
38
22,4
1,4790
40
0,3
Характеристика депарафинированного масл
Плотность при 20 °С, кг/м3
Вязкость при 100 °С, мм2/с
Индекс вязкости
Температура застывания, °С
Коксуемость по Конрадсону,
(масс.)
Кратность растворителя к сырью
(по массе)
Состав растворителя, % (масс.)
ацетон
метилэтилкетон
бензол
толуол
Температура депарафинизации, °С
Выход, % (масс.)
Параметры процесса
3 : 1
40
30
30
—35
64—65
3,5: 1
30
—.
40
30
—25
77
3 : 1
30
—
35
35
—26
84
3 : 1
75
25
-23
78
5,7: 1
30
70
—27
50
6: 1
35
65
—18
78
4:1
30
35
35
—28
82
869
20,9
1,4921
59
0,43
30
35
35
-25
51
905
28,1
45
1,35
870
13 *
80—85
—30
—
—
7,5
—
—14
.
880
7,1
—
—18
0,07
—
5,5
88
— 17
—
—
7,7
108
— 10
'
900
9,0
82
— 16
0,15
893
24,7
—
— 16
0,4
881
19,5**
102
—15
914
33,9
81
—15
1.6
4 : 1
35
65
-18
• При 50 °С.
** Для мангышлакской нефти вязкость н коксуемость депарафинировакного масла ниже вязкости и коксуемости исходного рафината.
Показатели депарафинизации рафинатов, полученных из сернистой парафинистой высокосмолистой
нефти (трехступенчатое фильтрование):
Показатели
Рафинат
из
дистиллята
средней
вязкости
Рафинат
из
вязкого
дистиллята

Остаточный
рафинат *
Показатели
Рафинат
из
дистиллята
средней
вязкости
Рафинат
из
вязкого
дистиллята

Остаточный
рафинат *
Характеристика сырья
Плотность при 20 °С, кг/м3
Вязкость при 100 °С, мм2/с
Показатель преломления при
50 °С
Температура плавления, °С
Коксуемость по Конрадсону, %
(масс.)
Содержание парафина, %
(масс.)
861
13,1 *
1,4680
30
17,7
880
7,9
1,4760
44
0,014
880
17,0
1,4785
47 .
0,42
24,0
Характеристика депарафинированного
масла
Вязкость, мм2/с
при 50 °С
при 100 °С
Температура застывания, °С
16,3
4,4
— 15
47,9
9,0
—14
151,9
20,1
-15
Характеристика парафина (церезина)
65—67
Температура плавления, °С
Содержание масла, % (масс.)
50,0
1,7—2,0
60,0
1,8
Характеристика ело п-в о к с а
Вязкость при 100 °С, мм2/с
Температура плавления, °С
Содержание масла, % (масс.)
Параметры
Кратность растворителя к
сырью (по массе)
Состав растворителя, % (масс.)
ацетон
бензол
толуол
Температура фильтрования, °С
I ступень
II ступень
III ступень
Выход, % (масс.)
депарафинированного
масла
парафина
слоп-вокса
3,7
24,0
71,0
4,2
31,0
27,0
процесса
4,8 : 1
35—37
32—35
28—33
—25
— 11
_2
79,2
15,9
4,9
35—37
32—35
28—33
—26
—7
— 1
75,6
14,4
10,0
12,8
35,0
26,4
7,6 : 1
35—37
32—35
28—33
—25
—5
+8
72,0
11,2
16,8
* При 50 °С.
6*
83

Показатели процесса обезмасливания гачей и
петролатумов:
Показатели
парафинистая
сернистая
смолистая
« о 5
Е * £
о га
5 И-&
til
oj о s ^
о» .;
5 ~ га uj
"лей
Е я о о
Петролатумы
£ <J ™
5 ж t-
1-g.S
л щ с;
о.о о
я О Е
•§■&
S"0 «
Е га н
О s и
« S
Is!
-Д н S
И О О
Характеристика сырья
Температура
плавления, °С
Содержание
парафина, % (масс.)
30—35
65
54
84
43—48
17—36 **
74,0 *
—
63*
15,8 **
Характеристика парафина
(церезин а)-с ы р ц а
Температура
плавления (капле-
падения), °С
Содержание масла,
% (масс.)
12—46
1,0
58
0,9-
1,8
52-58
0,2-0,6
80
—
75
0,8
Параметры процесса
Кратность
растворителя к сырью
(по массе)
Состав
растворителя, % (масс.)
ацетон
метилэтилке-
тон
бензол
тол уол
Температура
обезмасливания, °С
Выход, % (масс.)
* Температура
** Содержание м
—
—
70
30
—
0-5
35
8 : 1
50
—
50
—
—5ч-
+Й
62,5
каплепадения.
асла.
10 : 14 : 1
—
55—65
—
35—45
5—10
63
16 : 1
—
60
—
40
13—16
39—41
10 : 1
35—40
—
60—65
—
19—22
23,5
Установка глубокой депарафинизации
масляных рафинатов
Установка глубокой депарафинизации
предназначена для получения низкозастывающих масел,
но процесс отличается от обычной депарафинизации
тем, что на конечной стадии охлаждения в качестве
хладагента используют сжиженный этан [10].
Процесс проводят в растворе кетон —толуол при
температурах конечного охлаждения и фильтрования
от —62 до —64 °С. В качестве сырья служат рафи-
наты низкокипящих масляных фракций. Целевой
продукт — депарафинированное масло с
температурой застывания от —45 до —55 °С, побочный
продукт — гач. Выход депарафинированного масла
составляет 55—65 % (масс.) от сырья. В результате
процесса показатели качества депарафинированного
масла изменяются более резко, чем при обычной
депарафинизации.
Основные отделения установки следующие:
кристаллизации, фильтрования, регенерации
растворителя из растворов депарафинированного масла
и гача. Отделение регенерации растворителя не
отличается от аналогичного для обычных установок
депарафинизации. Отделения кристаллизации и
фильтрования имеют специфические особенности,
в частности использование двух хладагентов:
сжиженного аммиака для охлаждения раствора
сырья до —33 -.—34 °С и этана для охлаждения
до —58-:—60 °С (температура фильтрования).
Технологическая схема установки (отделения
кристаллизации и фильтрования) представлена на
рис. IX-3.
Сырье — рафинат — насосом 9 через водяной
холодильник 10 подается в регенеративные
кристаллизаторы первой группы 13, 14 (число
кристаллизаторов зависит от пропускной способности установки),
где охлаждается фильтратом, полученным в I
ступени фильтрования. Сырье разбавляется
растворителем в двух точках — на выходе его из
кристаллизаторов 13 и 16, а после кристаллизатора 19 —
фильтратом II ступени. Растворитель (сухой и
влажный) подается насосами 25 и // из приемников сухого
и влажного растворителей (на схеме не показаны).
Из первой группы регенеративных кристаллизаторов
суспензия сырья поступает в аммиачные
кристаллизаторы 16 и 17, где за счет испарения хладагента
(аммиак или пропан), поступающего из приемника
15, охлаждается до температуры —30-г-—32 °С.
Далее суспензия сырья охлаждается в регенеративных
кристаллизаторах второй группы 19 и 20, после
чего суспензия поступает в этановый
кристаллизатор 22, где охлаждается до температуры
фильтрования.
Охлажденная суспензия твердых углеводородов
в растворе масла поступает в приемник /, а оттуда —
самотеком в вакуумные фильтры 2 ступени I.
Уровень суспензии в вакуумных фильтрах регулируется
регулятором уровня, который связан с линией ее
подачи. Фильтрат I ступени (раствор
депарафинированного масла) собирается в вакуум-приемнике 8,
откуда насосом 21 противотоком раствору сырья
подается через регенеративные кристаллизаторы
13, 14, 19 и 20 в теплообменники 12 и 26 для
охлаждения влажного и сухого растворителя и далее
в приемник 27. Отсюда раствор
депарафинированного масла направляется в отделение регенерации
растворителя. Осадок промывается холодным
растворителем, подаваемым насосом 25.
Растворитель предварительно охлаждается в
кристаллизаторе 24. Осадок, снятый с фильтров I
ступени, разбавляется растворителем, и полученная
суспензия собирается в сборнике 3; из него
суспензия насосом 18 подается в приемник 4 для снабжения
вакуумных фильтров 5 ступени II.
Фильтрат II ступени поступает в
вакуум-приемник 8', откуда направляется на разбавление
сырьевой суспензии, выходящей из кристаллизатора 19.
Осадок, снятый с фильтров II ступени, разбавляется
растворителем; полученная здесь суспензия
собирается в сборнике 6 и направляется в секцию
регенерации растворителя.
Температуры фильтрования (°С):
I ступень
II ступень
-62-=-— 64
-55 ч-— 58
84

Инертной еаз
'растворитель Раствор двпара-
2$ шинированного масла
РИС. IX-3. Технологическая схема установки глубокой депарафинизации (отделения кристаллизации и фильтрования):
/, 4, 15, 23, 27 — приемники; 2,5 — вакуумные фильтры; 3,6 — сборники; 7 — компрессор; 8, 8' — вакуум-приемники; 9, 11, 18, 21, 25 —насосы;
10 — водяной холодильник; 12, 26 — теплообменники; 13, 14, 19, 20 — регенеративные кристаллизаторы; 16, 17 — аммиачные
кристаллизаторы; 22, 24 — этановый кристаллизатор; 12, 26 — теплообменники; *-*■ — система инертного газа.
Показатели
Образцы рафинатов
Характеристика сырья
Плотность при 20 °С кг/м3-
Вязкость при 50 °С, мм2/с
Показатель преломления
при 20 °С
Температура застывания,
°С
830
6,7
1,4650
18
850
6,7
1,4650
18
845
6,5—7,5
1,4670
Характеристика депарафинированного
масла
Плотность при 20 °С, кг/м3
Вязкость при 50 °С, мм2/с
Индекс вязкости
Температура застывания, СС
Показатель преломления
при 20 °С
848
8,3
75
—55
1,4750
—
8,5
80
—45
1,4750
860
7,5-8,5
—
—45-=-—50
1,4770
Показатели глубокой депарафинизации дистил-
лятных масловязких рафинатов, полученных из
парафинистой сернистой смолистой нефти,
(двухступенчатое фильтрование) приведены в таблице.
Показатели
Образцы рафинатов
П а р а м е т
Кратность растворителя к
сырью (по массе)
Состав растворителя, %
(масс.)
ацетон
метил зтилкетон
бензол
толуол
Температура
депарафинизации, °С
Выход, % (масс.)
ры процесса
5:1 5:1
60
40
—60
64—65
60
40
—50
64—65
4,1 : 1
35
65
-60
60—66
Установка депарафинизации с применением
кристаллизатора смешения
Установка предназначена для получения
нефтяных масел с низкой температурой застывания, но
в этом процессе кристаллизация твердых
углеводородов проходит не в регенеративных кристаллиза-
85

торах, как обычно, а в кристаллизаторе смешения
Ш —13].
Кристаллизатор смешения представляет собой
аппарат колонного типа, разделенный на
четыре секции, куда подается растворитель; аппарат
оборудован перемешивающим устройством и
отражателями, способствующими лучшему контакту
сырья с растворителем. По этому новому методу
депарафинизации холодный растворитель вводится
в нагретое сырье (порциями). Такое порционное
введение способствует образованию крупных
кристаллов твердых углеводородов, что повышает
скорость разделения суспензии на фильтрах и снижает
содержание масла в гаче. Кроме того, скорость
охлаждения сырья в кристаллизаторах смешения в 2—
2,5 раза выше скорости в скребковых
кристаллизаторах. L
Сырьем установки являются рафинаты
селективной очистки; целевой продукт — депарафинирован-
ное масло, побочный продукт — гач или петро-
латум. Выход депарафинированного масла
составляет 56—80 % (масс.) от сырья в зависимости от
содержания твердых углеводородов в
перерабатываемом сырье.
Основные отделения установки: кристаллизация,
фильтрование, регенерация растворителя из раствора
депарафинированного масла и растворов гача и
петролатума. Технологическая схема установки
(отделения кристаллизации и фильтрования)
представлена на рис. IX-4.
Сырье — рафинат — нагревается в паровом
подогревателе / и поступает в кристаллизатор
смешения 2, в верхнюю часть которого вводится
несколькими порциями растворитель, предварительно
охлажденный в теплообменнике 16 и аммиачном
холодильнике 5. В нижнюю часть кристаллизатора 2
насосом 14 также несколькими порциями из вакуум-
приемника 12 подается фильтрат, получаемый во
II ступени фильтрования. Суспензия твердых
углеводородов, выходящая из кристаллизатора 2 сверху,
охлаждается в аммиачных кристаллизаторах 3 и 4
за счет испарения хладагента (аммиак или пропан)
до температуры фильтрования и собирается в
приемнике 6, откуда самотеком поступает в фильтры 7
ступени I. Уровень суспензии в вакуумных фильтрах
регулируется регулятором уровня, связанным с
линией ее подачи. Фильтрат I ступени (раствор
депарафинированного масла) поступает в
вакуум-приемник 11, откуда насосом 13 подается через
теплообменник 16, где охлаждается растворитель для
разбавления сырья, в приемник 18, из которого раствор
депарафинированного масла направляется в секцию
регенерации растворителя.
Осадок на вакуумном фильтре промывается
растворителем, предварительно охлажденным в
аммиачном холодильнике 17. Затем осадок подсушивается,
отдувается инертным газом от фильтровальной ткани,
снимается ножом, разбавляется растворителем и
выводится шнеком в приемник 8. Из приемника 8
насосом 9 он подается в приемник 10, откуда
суспензия самотеком поступает на вакуумные фильтры 15
ступени П.
Фильтрат II ступени собирается в
вакуум-приемнике 12 и затем насосом 14 подается в кристаллиза-
МУ
и
Растворитель
Инертный-гаг \
Инертный
газ
-М
Шдагент
Раствор
гача.
Пар
У—ч Сырье
I /J M 20
Влатный \ растворитель
растворитель
Раствор
Вепарснринироданного
масла
РИС. IX-4. Технологическая схема установки депарафинизации с применением кристаллизатора смешения:
/ — паровой подогреватель; 2 — кристаллизатор смешения; 3, 4 — аммиачные кристаллизаторы; 5, 17 — аммиачные холодильники; 6, 8, 10*
18, 19 — приемники; 7, /5 — вакуумные фильтры; 9, 13, 14 — насосы; //, 12 — вакуум-приемники; 16 — теплообменник; 20 — компрессор;
<-* — система инертного газа.
86

тор смешения 2 для разбавления сырья. Осадок
на вакуумном фильтре промывается растворителем,
подсушивается и отдувается инертным газом, далее
разбавляется растворителем и собирается в
приемнике 19, откуда направляется в секцию регенерации
растворителя. Вакуум на фильтрах создается за
счет отсоса инертного газа из приемников //
и 12.
Температурный режим фильтрования для ди-
стиллятного и остаточного сырья приведен ниже
(°С):
Дистиллят- Остаточное
ное сырье сырье
I ступень — 20-=—32 —18-=.—30
11 ступень .... —Юн—15 —8н—15
Отделение регенерации растворителей
из растворов депарафинированного масла,
гача или петролатума
Регенерация растворителя из раствора
депарафинированного масла осуществляется в четыре
ступени. На рис. IX-5 представлена технологическая
схема одного из отделений, применяемая на
заводских установках депарафинизации нефтяного
масляного сырья.
Раствор депарафинированного масла (фильтрат)
подается насосом } через теплообменники 4, 5 и
паровой подогреватель 8 в колонну 10. Здесь пары
растворителя отделяются от жидкости и уходят из
колонны; далее пары растворителя конденсируются
в межтрубном пространстве теплообменника 4 и
в аппарате воздушного охлаждения 3. По выходе
из водяного холодильника 2 конденсат поступает
в приемник сухого растворителя (на схеме не
показан). Отводимая с низа колонны 10 жидкость
насосом И подается через трубное пространство
парового подогревателя 12 в колонну 9, в которой
поддерживается давление 0,20—0,35 МПа. Пары
растворителя, выходящие из колонны 9, охлаждаются
и конденсируются в теплообменнике 5 и аппарате 7.
Конденсат, пройдя водяной холодильник 6,
собирается также в приемнике сухого растворителя.
Остаток с низа колонны 9, пройдя за счет перепада
давления клапан и трубное пространство парового
подогревателя 14, поступает в парожидком
состоянии в колонну 15. Пары из колонны 15 объединяются
с парами, выходящими из колонны 10.
Обедненная растворителем жидкость перетекает
из колонны 15 через гидравлический затвор и
паровой подогреватель 17 в отпарную колонну 16, из
которой остатки растворителя удаляются острым
водяным паром. Депарафинированное масло,
отводимое из колонны 16 снизу, направляется через
холодильник в промежуточный резервуар (на схеме
не показан).
Основное количество растворителя
регенерируется в первых двух ступенях (колонны 10 и 9)
при температурах соответственно около 100 и 155—
170 °С. Во избежание «замасливания» растворителя
на верхние тарелки колонны в качестве орошения
подается растворитель.
Смесь паров растворителя и воды по выходе из
колонны 16 конденсируется в
конденсаторе-холодильнике 13. Отсюда конденсат направляется в
отстойник 22, из которого верхний слой (вода в
растворителе) перетекает в приемник влажного
растворителя 21.
Регенерация растворителя из раствора гача
(петролатума) осуществляется в три ступени. Раствор
гача насосом 20 подается в паровой подогреватель 19.
Образующиеся в нем пары отделяются от жидкости
в колонне 18. Пары растворителя по выходе из
колонны 18 конденсируются в водяном кожухотруб-
ном конденсаторе-холодильнике 24; конденсат
стекает в приемник влажного растворителя. Остаток
с низа колонны 18 насосом 25 через паровой
подогреватель 26 подается в колонну 28. Отделившиеся
здесь пары растворителя присоединяются к парам,
выходящим из колонны 18.
Остаток с низа колонны 28 нагревается в паровом
подогревателе 30 и далее обрабатывается водяным
паром в отпарной колонне 29. Для конденсации
смеси паров растворителя и воды, уходящих из
колонны 29 сверху, служит
конденсатор-холодильник 27; конденсат поступает в отстойник 22. Гач
с низа колонны 29 направляется через холодильник
в резервуар (на схеме не показан).
Обводненный растворитель в отстойнике 22
разделяется на два слоя. Верхний слой (вода в
растворителе) перетекает в приемник влажного
растворителя 21, где растворитель дополнительно
отстаивается от воды. Нижний слой (растворитель в воде),
содержащий до 15 % (масс.) растворителя, подается
насосом 31 в кетоновую колонну 32. Уходящая
из этой колонны смесь паров растворителя и воды
конденсируется в конденсаторе-холодильнике 23,
конденсат стекает в отстойник 22. Избыток воды
отводится из колонны 32 снизу в канализацию.
Изменяя подачу водяного пара под нижнюю
тарелку колонны 32, регулируют ее температурный
режим. Температура в верху колонны 80—90 °С,
внизу—около 110°С, давление избыточное
небольшое.
Теплоносителем для подогревателей 8, 12, 14,
19, 26 и других аппаратов является водяной
пар.
Основное количество растворителя из раствора
гача регенерируют в первой ступени (колонна 18
с обслуживающим ее подогревателем 19) при
температуре около 110°С и избыточном давлении до
0,07 МПа. В каждой из колонн 16, 29 и 32 по 16—
20 тарелок. Главным назначением колонн 9, 10,
15, 18 и 28 является разделение входящей смеси на
паровую и жидкую фазы. В верхних зонах этих
колонн располагают 2—4 тарелки, на которые в
качестве орошения подают растворитель, что
препятствует уносу парами капелек масла или гача.
Температура масла в низу колонны 16 и гача на
выходе из колонны 29 равна 155—165 °С.
87

■ Растворитель сухой
Депарасринированное
масло
Депарафинизация с использованием
карбамида
Депарафинизация с использованием карбамида
отличается от депарафинизации избирательными
растворителями возможностью проведения процесса при
положительных температурах. Здесь приводятся два
варианта принципиальных схем процесса карба-
мидной депарафинизации, нашедших применение
в отечественной нефтеперерабатывающей
промышленности: схема процесса, разработанного
Институтом нефтехимических процессов Академии наук
Азербайджанской ССР (ИНХП) и
запроектированного ВНИПИнефти, и схема процесса,
разработанного Грозненским нефтяным
научно-исследовательским институтом (ГрозНИИ) и запроектированного
Грозгипронефтехимом. Схемы различаются
агрегатным состоянием карбамида, подаваемого в зону
реакции комплексообразования, и, как следствие,
аппаратурным оформлением реакторного блока,
а также секций разделения твердой и жидкой фаз
и регенерации основных реагентов. Кроме того,
используются различные активаторы и
растворители, хотя в обоих вариантах целевыми являются
одни и те же продукты: низкозастывающие
дизельные топлива или легкие масла и жидкие парафины.
Агрегатное состояние карбамида влияет и на
температурный режим процесса. По варианту ИНХП
АН АзССР используют насыщенный раствор
карбамида в смеси воды и изопропанола. Особенностью
реакции комплексообразования в таких условиях
является быстрое уменьшение концентрации
карбамида за счет его вступления в комплекс с
нормальными парафиновыми углеводородами исходного
сырья. Поэтому для поддержания более или менее
постоянной концентрации карбамида в зоне реакции
комплексообразование проводят в переменном
температурном режиме. На входе в реакторный блок
реакционная смесь имеет температуру »40 °С, а на
выходе из него — не более 25 °С.
В процессе ГрозНИИ используют
кристаллический карбамид, и, поскольку он обладает
максимальной активностью по сравнению с растворами,
комплексообразование проводят при постоянной
температуре.
Процесс карбамидной депарафинизации широко
распространен и за рубежом. Одним из
технологически наиболее гибких вариантов является процесс,
разработанный фирмой Edeleanu Gesellschaft
(ФРГ), позволяющий подвергать депарафинизации
сырье, содержащее углеводороды С1П—С40, т. е.
нефтяные фракции от легких керосинов до тяжелых
вакуумных газойлей. В этом варианте в качестве
основного реагента используют водный, насыщенный
при 70 °С раствор карбамида. Дихлорметилен СН2С!2,
являющийся вторым реагентом, выполняет роль
активатора и растворителя и, кроме того, выкипая
при 41 °С, служит регулятором теплосъема в стадии
комплексообразования. За счет его испарения в зоне
реакции поддерживается температура в пределах
30—45 °С. Принципиальная схема процесса
приведена в работе [14, с. 146], а его специфические
особенности — в работе [15].
Наименее отработанным участком в процессе,
осуществляемом по непрерывной схеме с
применением кристаллического карбамида, является
перемещение последнего в системе. В МИНХ и ГП им.
И. М. Губкина была предложена схема
полупериодического процесса с четырьмя реакторами,
работающими в сменно-циклическом режиме [16]. В
каждом из реакторов со стационарным слоем карбамида
последовательно протекают стадии
комплексообразования, промывки комплекса, его разложения и
охлаждения с подготовкой к следующему циклу
работы. Достоинствами этого процесса являются:
возможность работы на сырье весьма широких
пределов выкипания (от бензинов до вакуумных дистил-
88

У1зпп. 13
г^\Орошение \j
w
20
э-
25
•9
_ Растдор .гача
(петролатума)
s
31
4
Гач
(петролитум)'
РИС. IX-5. Технологическая схема
отделения регенерации растворителя на
установке депарафинизации рафинатов:
/, //, 20, 25, 31 — насосы; 2,6— водяные
холодильники; 3— 7 — аппараты воздушного
охлаждения; 4, 5 — теплообменники; 8, 12,
14, 17, 19, 26, 30 — паровые подогреватели;
9, 10, 15 — колонны для сепарации паров
сухого растворителя; 16, 29 — отпарные
колонны; 13, 23, 24, 27 —
конденсаторы-холодильники; IS, 28 — колонны в секции
регенерации растворителя из раствора гача (нлн
петролатума); 21 — сборник; 22 — отстойник;
32 — кетоновая колонна.
лятов с температурой конца кипения 420—450 °С),
а также при определенных технологических
условиях — выделение из углеводородного сырья
индивидуальных парафинов высокой степени чистоты.
Установка карбамидной депарафинизации
ИНХП АН АзССР и ВНИПИнефти
Установка предназначена для получения зимних
или арктических дизельных топлив и низкоплавких
парафинов. Сырьем являются прямогонные фракции
нефти: 200—320, 200—350 и 240—350 "С. На
установке используют спиртовой раствор карбамида и
растворитель-активатор — изопропанол. Выход де-
парафинированного продукта (депарафината)
составляет 84—86 % (масс.) на сырье, общие потери
процесса не превышают 0,6—0,7 % (масс). Зимнее
дизельное топливо имеет температуру застывания
минус 45 °С, а арктическое — минус 60 °С.
Депрессия температуры застывания 35—40 °С, температуры
помутнения 28—35 °С [171.
Установка состоит из следующих основных
отделений: реакторного, в котором сырье
контактирует с раствором карбамида и образуется комплекс;
отстоя и разложения комплекса с выделением
продуктов депарафинизации и регенерацией карбамид-
ного раствора; промывного, в котором спирт
отмывают от продуктов депарафинизации. Кроме того,
имеются блоки насыщения сырья спиртом,
насыщения спиртом циркулирующей промежуточной
фракции, разгонки парафинов и ректификации спирта.
Технологическая схема установки представлена на
рис. IX-6 (блок ректификации представлен условно,
а остальные блоки не показаны).
Сырье, подаваемое насосом 1, в диафрагмовом
смесителе 14 смешивается и насыщается спиртом,
который вводят насосом 2. Смесь, нагретая далее
в теплообменнике 15, поступает в отстойник 16.
«Тощий». спиртовой раствор с низа отстойника 16
направляется в сборник слабого спирта 30. Из
отстойника 16 сырье, насыщенное спиртом, насосом 3
подается в холодильник реакционной смеси 17.
Перед холодильником 17 в сырье насосом 8 подают
циркулирующий раствор карбамида. Охлажденная
до 40 °С реакционная смесь и циркулирующий
комплекс I ступени насосом 4 направляется в
реакторные блоки 18 и 18' (I и II ступени комплексообра-
зования). По выходе из реактора 18' охлажденный
до 25 °С поток разделяется на два: «циркулирующий
комплекс» возвращается на прием насоса 4, а
основное количество поступает в отстойник 19.
Реакторные блоки 18 и 18' представляют собой
последовательно работающие батареи теплообменников типа
«труба в трубе». Реакционную смесь охлаждают
водой, подаваемой из приемника 16' насосом 5
последовательно к реакторам II и I ступеней.
В отстойнике 19 спиртовой раствор депарафината
отстаивают от комплекса, который затем промывают
промежуточной фракцией. Промытый комплекс из
нижней секции отстойника 19 насосом 6 направляют
в подогреватель 21, откуда продукты разложения
комплекса — спиртовой раствор парафина и карб-
амидный раствор — поступают в отстойник 22.
Карбамидный раствор из отстойника 22 перетекает
в сборник 23, а спиртовой раствор парафинов
поступает на отмывку спирта.
Парафин и спиртовой раствор промывки,
нагнетаемый насосом 9 из отстойника 29 ступени II,
проходят смеситель 24, холодильник 25 и поступают
в отстойник 26 ступени I. Далее парафин, промытый
водой в смесителе 27 и подогревателе 28, поступает
в отстойник 29 ступени II, откуда насосом 10 его
направляют в блок разгонки.
Депарафинат с растворенным спиртом
перетекает из отстойника 19 в сборник 20. Из сборника он
забирается насосом 7 и подается в диафрагмовый
смеситель 31 для отмывки спиртовым раствором,
подаваемым насосом // из отстойника 35 ступени П.
89

Активатор
-растворитель
в процесс
РИС. /Х-6. Технологическая схема установки карбамидной депарафиниэации ИНХП АН АзССР:
1—13 — насосы; 14, 24, 27, 31, 34, 36 — диафрагмовые смесители; 15, 28, 32 — паровые подогреватели; 17, 25, 37— холодильники; 16, 19, 22,
26. 29, 33, 35, 38, 40 — отстойники; 16', 20, 23, 30 — приемники; 18, 18', 21 — реакторы типа «труба в трубе», 39 — каплеукрупнитель.
Пройдя подогреватель 32, смесь разделяется в
отстойнике 33 ступени I. С низа отстойника 33 раствор
промывки отводится в сборник 30. Во II ступени
в смесителе 34 депарафинат отмывается от спирта
раствором промывки, подаваемым насосом 12 из
отстойника 38 ступени III. Смесь затем разделяется
в отстойнике 35. Далее депарафинат с подаваемой
извне водой, пройдя смеситель 36 и холодильник
37, поступает в отстойник 38 ступени III. После
каплеукрупнителя 39 и дополнительного
отстойника 40 депарафинат (дизельное топливо)
насосом 13 направляется в резервуар.
Технологический режим установки следующий:
Продолжительность стадий, мин
комплексообразования 60
разложения комплекса 30
Температура, °С
комплексообразования 40—25
разложения комплекса 60—65
Кратность раствора карбамида к сырью (по массе) (3,5—3,8) : 1
Расход, кг/т сырья
карбамида 3—3,6
изопропанола 4,5—6
Установка карбамидной депарафиниэации
ГрозНИИ и Грозгипронефтехима
Установка предназначена для получения зимних
или арктических дизельных топлив, маловязких
масел, а также жидких или мягких парафинов.
В качестве сырья на установке используют
следующие прямогонные нефтяные фракции: 180—320,
200—320, 180—350, 200—350, 200—375, 240—350
и 325—400 °С. Выходы депарафинированных
продуктов (депарафинатов) различны и составляют:
80.—82 % (масс.) зимних дизельных топлив с
температурой застывания —45 °С из нефтей типа ман-
гышлакской или ставропольской парафинистой;
85—88 % (масс.) из нефтей типа ромашкинской или
западно-сибирских; 82—85 % (масс.) арктических
дизельных топлив с температурой застывания —60 °С:
75—80 % (масс.) трансформаторного или
веретенного масла. Общие потери процесса по сырью равны
0,5—0,7 % (масс). Жидкий или мягкий парафин
без дополнительной очистки содержит 95—98 %
(масс.) комплексообразующих веществ и 0,5—
2,0 % (масс.) ароматических углеводородов; его
можно использовать как сырье для
нефтехимического синтеза. Депрессия температуры застывания
составляет 25—33 °С, температуры помутнения —
22—27 °С [10].
Установка включает следующие основные секции:
реакторную, в которой сырье или его бензиновый
раствор контактирует с кристаллическим
карбамидом в присутствии активатора (метанола) с
образованием комплекса; промывки и разделения на
твердую и жидкую фазы, где оба процесса
протекают в саморазгружающихся центрифугах (во II
или в III ступени центрифугирования); разложения,
где комплекс разделяется (разрушается) при
нагревании в среде растворителя на кристаллический
карбамид и жидкий или мягкий парафин;
промывную, в которой метанол и следы карбамида
отмывают водой от растворов депарафината и парафина.
В схему входят также блоки ректификации, где
регенерируют бензин и метанол (от депарафината,
парафина и воды соответственно) для возвращения
в процесс, и осушки депарафината и парафина после
регенерации растворителя и активатора (показаны
90

условно. Технологическая схема установки
представлена на рис. IX-7.
Сырье насосом 1, активатор насосом 2 и (если
необходимо понизить вязкость сырья) растворитель
(бензин Бр-1) насосом 3 подаются в реактор
комплексообразования //. Туда же поступает рециркулят I
из центрифуг 14 ступени III центрифугирования,
представляющий собой часть бензинового раствора
депарафината и 80 %-ную суспензию (пульпу)
кристаллического карбамида в этом растворе. В
реакторе 11 при механическом перемешивании
протекает реакция комплексообразования. Теплота
экзотермического процесса комплексообразования
передается через рубашку холодной воде.
Пульпа комплекса в углеводородной среде
непрерывно отводится из нижней зоны реактора 11
насосом 4 в центрифуги .9 ступени I, куда для
промывки комплекса насосом 3 подается также
растворитель.
Промытый комплекс из центрифуги 9 и частично
из центрифуги 15 ступени III поступает в реактор
разложения комплекса 12, куда из центрифуг 15
отводится некоторое количество раствора парафина
в бензине — рециркулят П. В реакторе 12,
идентичном по конструкции реактору //, при механическом
перемешивании комплекс разлагается. Для
разложения комплекса в рубашку реактора 12 вводится
глухой водяной пар.
Карбамидная пульпа в бензиновом растворе
парафина из реактора 12 насосом 5 подается в
центрифуги 10 ступени II, откуда карбамид возвращается
в реактор 11.
Раствор депарафината в бензине из центрифуг 9
направляется в промежуточный приемник 18,
откуда насосом 7 подается в центрифуги 14 ступени III.
Здесь дополнительно отделяется карбамидный
комплекс от раствора депарафината, направляемого из
этой центрифуги в колонну 17. Колонны 17 и 20
являются скрубберами тарельчатого типа. В
колонне 17 от бензинового раствора депарафината
отмывается водой метанол со следами растворенного
в нем карбамида. Раствор парафина в бензине из
центрифуг 10 ступени II поступает в промежуточный
приемник 16, откуда он насосом 6 подается в
центрифугу 15 ступени III. В центрифуге 15 дополнительно
отделяется карбамид от бензинового раствора
парафина, направляемого далее в колонну 20. В
колонне 20 от бензинового раствора парафина водой
отмывается метанол со следами карбамида,
растворенного в метаноле.
Водно-метанольный раствор с низа колонн 17
и 20 забирается насосами 8 и направляется в блок
ректификации, откуда регенерированный метанол
возвращается в процесс, а вода —■ в колонны 17
и 20. С верха колонны 17 выводится раствор
депарафината в бензине и после парового
подогревателя 19 направляется в блок ректификации. В блок
ректификации поступает и раствор парафина в
бензине, выходящий с верха колонны 20 и нагреваемый
в паровом подогревателе 21. Из блока ректификации
бензин возвращается в процесс, а депарафинат и
жидкий или мягкий парафин направляется в блок
осушки и далее —■ в резервуар (или на
компаундирование).
РИС. 1Х-7. Технологическая схема установки карбамидной депарафинизации ГрозНИИ:
/—8 — насосы; 9, 10, 14, 15 — центрифуги; // — реактор комплексообразования; 12 — реактор разложения комплекса; 13
чик; 16, 18 — промежуточные приемники; 17, 20 — скрубберы; 19, 21 — паровые подогреватели.
конденсатоотвод-
91

Технологический режим установки:
Продолжение
Продолжительность стадий, мин
комплексообразования 30
промывки и разделения фаз 15
разложения комплекса 15
Температура, "С
комплексообразования и промывки
комплекса 20
разложения комплекса 70—85
Кратность реагентов к сырью, % (масс.)
карбамид кристаллический (70—120) : 100
активатор 2 : 100
бензин на разбавление сырья (О—100) : 1 Со
бензин на разбавление комплекса .... (140—200) : 100
Расход, кг/т сырья
карбамида 1,8—2,0
бензина 3,2—3,8
метанола 0,02—0,03
Надежность процесса в значительной мере
зависит от содержания влаги в сырье и растворителе.
В случае превышения нормы влагосодержания (0,7—
1,5 % масс, на стадии комплексообразования, 0,2—
0,5 % масс, на стадии промывки и 0,1 % масс, на
стадии разложения комплекса) начинается
постепенное осаждение, налипание или комкование
твердой фазы, закупоривание коммуникаций, насосов
и другого оборудования, что ведет к остановке
процесса. Избыточную влагу отделяют в
электроотделителе, а регенерированный растворитель
предварительно отстаивают в резервуаре.
Выходы и качество продуктов, получаемых при
депарафинизации дизельных фракций на установке
ИНХП АН АзССР и ВНИПИнефти [18]:
- Показатели
Выход, % (масс.)
депарафинированного
дизельного топлива
жидкого парафина
промежуточной фракции
Гидроочи-
щенное
сырье из
сернистых,
нефтей
80
8—10
9—11
Неги дроочищен н ое
сырье из мангыш-
лакской нефти
фракция
190 —
310 "С
70
14—16
13—15
фракция
190 —
350 °С
67
17—18
14—15
Характеристика депарафинированного
дизельного топлива
Плотность, кг/м3
Пределы выкипания, °С
Температура, °С
застывания
помутнения
вспышки
Содержание общей серы, %
(масс.)
Дизельный индекс
Цетановое число
Кислотность, мг КОН/100 г
831
187—355
—35
—25
65
0,120
56
42
0,19
800
177—310
—40
— 18
51
0,040
69
50
0,87
807
185—345
—37
— 16
56
0,045
72
54
0,87
Показатели

Гидрпочищенное
сырье из
сернистых
нефтей
Негидроочищенное
сырье из мангыш-
лакской нефти
фракция
190—
310 °С
фракция
190-
350 °С
Характеристика ж
Плотность, кг/м3
Пределы выкипания, °С
Температура застывания, °С
Содержание, % (масс.)
ароматических
углеводородов
серы
комплексообразующих
углеводородов
н-алканов (в
комплексообразующих)
и д к о г о
800
255—350
16
0,48
0,050
92
97
пара
770
260—322
12
0,40
0,035
93
99
ф и н а
780
256—345
18
0,45
0,040
93
99,2
Выходы и качество сырья и продуктов,
получаемых при депарафинизации дизельных фракций на
установке ГрозНИИ и Грозгипронефтехима [18, 20]:
Показатели
Выход, % (масс.)
дизельноо
топлива
жидкого
парафина
Фракции ромаш-
кинской нефти
240 —
350 °С
85-89
11 — 12
240 —
350 "С


очищенная)
85-87
12—18
Фракции туйма-
зинской нефти
200 —
320 "С
84—85
14—15
240 —
350 °С
84—85
14-15
855
— 10
54
1,32
13
845
-10
56
0,20
14
830
-25
48
0,60
16
Характеристика сырья
Плотность, кг/м3
Температура
застывания, °С
Цетановое число
Содержание, % (масс.)
серы

комплексообразующих
углеводородов
Характеристи
д и з е
Плотность, кг/м3
Температура
застывания, °С
Цетановое число
Содержание серы, %
(масс.)
860
— 10
53
1,10
16
ка депарафинированного
л ь и о го топлива
868
-35
50
1,40
850
—35
51
0,25
835
—46
45
0,70
878
-35
46
1,15
Характерис
Плотность, кг/м3
Температура
плавления, °С
Содержание, %
(масс.)
ароматических
углеводородов

комплексообразующих
углеводородов
и-алкапов в

плексообразующих
тика жидкого
768
16
0,5
75—85
98
768
16
0,5
75—85
98
параф
820
14
0,5
75-85
97
и н а
783
23
0,5
75-85
98
92

Глава X
Адсорбционные процессы очистки, доочистки и разделения
Установка непрерывной адсорбционной очистки
масляного сырья
Процесс непрерывной адсорбционной очистки,
разработанный ВНИИ НП [1—31, предназначен
для получения высококачественных продуктов и
используется главным образом для следующих
целей:
очистки масляных дистиллятов различной
вязкости и остаточного сырья (деасфальтизатов I и
II ступеней) с получением после депарафинизации
рафинатов базовых масел и масляных компонентов
с индексом вязкости до 100;
очистки ароматизированных концентратов с
получением высокоароматизированных масел;
глубокой деароматизации маловязких нефтяных
масел и жидких парафинов.
Выход очищенных продуктов колеблется от 50
до 90 % (масс).
Адсорбционную очистку с движущимся
адсорбентом можно использовать и для доочистки депара-
финированных остаточных и дистиллятных масел,
парафинов и церезинов (при этом выход доочищенных
продуктов составляет 92—99 % масс), а также для
очистки и разделения продуктов органического
синтеза.
Основные секции установки следующие:
адсорбции и десорбции; отпаривания растворителя из
пульпы засмоленного адсорбента; регенерации
адсорбента; регенерации растворителя из растворов
рафинатов I и II. Технологическая схема установки
представлена на рис. Х-1.
Сырье, забираемое насосом 12 из резервуара,
смешивается в диафрагмовом смесителе 13 с
растворителем, подаваемым насосом 22. Раствор сырья
далее охлаждается в холодильнике 14 до
температуры адсорбции и поступает через перфорированный
горизонтальный маточник в нижнюю часть
адсорбера 9. Здесь раствор сырья поднимается, а
навстречу ему опускается сплошным слоем адсорбент;
при этом из масляного сырья извлекаются
нежелательные компоненты (тяжелые ароматические
углеводороды, смолистые вещества и частично
соединения серы). Адсорбент непрерывно подается из
бункера-разгрузителя 10 в верхнюю часть адсорбера
через распределительное устройство. Изменяя
производительность установки (скорость потока
раствора сырья) и тем самым время контактирования,
можно регулировать качество очищенного и десор-
бированного продуктов (рафинатов I и II).
Суспензия отработанного адсорбента перетекает
в десорбер 8, где происходит десорбция рафината II
растворителем, предварительно нагретым в
теплообменнике 15 и подогревателе 11. В адсорбер и
десорбер, ниже подачи раствора сырья и нагретого
растворителя, для создания гидравлического затвора
вводится растворитель. Далее суспензия адсорбента
опускается в ступенчато-противоточную сушилку 7
с псевдоожиженным слоем. Псевдоожижение массы
частиц адсорбента создается с помощью водяного
пара (давлением 1 МПа). Для сообщения тепла,
необходимого для сушки, внутри аппарата имеются
обогревательные змеевики. Пары растворителя и
воды, выходящие с верха сушилки 7, охлаждаются
и конденсируются в теплообменнике 15 и
холодильнике 25. Затем смесь конденсатов направляется
в водоотделитель 24. Растворитель из
водоотделителя 24 поступает в приемник 23.
Сухой «засмоленный» адсорбент из сушилки 7
системой пневмотранспорта подается в
разгрузитель 3. В ступенчато-противоточном регенераторе 4
адсорбент регенерируется в псевдоожиженном слое.
Псевдоожижение создается воздухом, подаваемым
воздуходувкой / через печь 2. Избыточное тепло
в регенераторе используется для производства
водяного пара.
Регенерированный адсорбент охлаждается (в
псевдоожиженном слое) в холодильнике 5, где его тепло
используется для подогрева очищенной воды.
Охлажденный адсорбент пневмотранспортером подается
в бункер-разгрузитель 10. Отсюда он опускается
в адсорбер 9. В систему пневмотранспорта воздух
подается воздуходувкой 6.
Раствор рафината I, уходящий из верхней зоны
адсорбера 9, поступает через фильтры (на схеме не
показаны), теплообменник 16 и паровой
подогреватель 20 в атмосферную колонну 17. Пары
растворителя, выходящие с верха колонны 17, конденсируются
и охлаждаются в теплообменнике 16 и
холодильнике 27. Конденсат собирается в приемнике 23.
Необходимое для работы колонны тепло сообщается
через кипятильник 18. Раствор рафината I из
кипятильника 18 подается насосом 19 в отпарную
колонну 21. Рафинат I с низа колонны 21 через
фильтр-пресс 40 и холодильник 43 отводится с
установки насосом 31.
С верха десорбера 8 раствор рафината II
поступает в трехступенчатую секцию регенерации.
Растворитель из раствора рафината II отгоняется в
испарителе 32, в атмосферной колонне 34 и отпарной
колонне 38. Другими аппаратами в этой секции
являются: кипятильник 35,
конденсаторы-холодильники 28 и 37, фильтр-пресс 41 и
холодильник 42.
Температура в основных аппаратах:
Адсорбер 9 40—50 °С
Десорбер 8 70—75 °С
Сушилка 7 130—160 СС
Регенератор 4 С00—650 °С
Разбавление сырья растворителем составляет от
1 : 0,5 до 1 : 4 по объему для получения раствора
сырья с вязкостью не более 2,5—3 мм2/с при рабочей
температуре процесса. В качестве растворителя
можно применять бензин марки Бр-1 или деарома-
тизированную бензиновую прямогонную фракцию
с пределами кипения 80—120°С. Кратность
адсорбента к сырью от 0,5 : 1 до 5 : 1 по массе; в качестве
адсорбента используют микросферический
синтетический алюмосиликат (частицы размером 0,2—
0,8 мм).
93

РИС. Х-1. Технологическая схема установки непрерывной
1,6 — воздуходувки; 2 — печь; 3, 10 — бункера-разгрузители; 4 — регенератор; 5, 14, 25, 26, 27, 28, 30, 37, 42, 43 ~ холодильники;
29 — теплообменники; 17, 21, 34, 38 — колонны; 18, 35 — кипятильники; 23 — приемник;
Установка контактной доочистки масел
отбеливающими землями
Процесс контактной доочистки является
завершающей стадией производства масел и предназначен
для улучшения цвета масла и снижения
коксуемости. В основу процесса положена способность
естественных глин адсорбировать на своей
поверхности различные вещества. При контактной доочистке
применяют тонкодисперсный адсорбент — частицы
размером около 0,1 мм.
Целевой продукт процесса — доочищенное
базовое масло, побочный — отгон (смесь легких
масляных фракций, продуктов разложения и т. п.).
Отходом является отработанная земля, пропитанная
маслом, содержание которого колеблется в зависимости
от вязкости масла от 15 до 50% (масс.) на адсорбент;
выход доочищенного масла 96—98% (масс.) на сырье.
Установка включает следующие секции:
контактирования (основные аппараты: холодный
смеситель, трубчатая печь, отпарная колонна)
фильтрования (основные аппараты: горячий смеситель,
дисковые и рамные фильтры. Технологическая схема
установки представлена на рис. Х-2.
Сырье — депарафинированное масло —
насосом / подается через паровой подогреватель 2 в хо-
94
лодный смеситель 3. В смесителе, оборудованном
турбомешалкой, масло смешивается с молотой
глиной, транспортируемой шнековым дозатором. Из
смесителя суспензия насосом 4 направляется через
теплообменник 5 в змеевик печи 6 и далее в
испарительную колонну 7. В низ колонны для
перемешивания и удаления легких компонентов подается острый
водяной пар. Отходящая с верха колонны смесь
паров проходит в конденсатор 9 и поступает в прием-'
ник 10. Конденсат из приемника 10 насосом 11
возвращается на орошение в колонну 7. Водяной пар
конденсируется в конденсаторе смешения 12. Из
колонны 7 суспензия масла с глиной подается
насосом 8 через теплообменник 5 в горячий
смеситель 13. Предусмотрена рециркуляция части
суспензии.
Секция фильтрования, обслуживаемая насосами
14 и 18, представлена двумя типами фильтров:
дисковые фильтры 15 — фильтры грубой очистки —
и рамные фильтры 19 — фильтры тонкой очистки.
Из приемника 13 насосом 14 суспензия подается
вначале на дисковые фильтры 15. Масло, очищенное
от глины, проходит через холодильник 16 и
поступает в приемник 17, откуда насосом 18 подается
в рамные фильтры 19. Очищенное масло поступает
в приемник 20, а оттуда в резервуар.

из an. 16
41 42
' РафинатЕ
Вода
40 43
Рафинап) I
Вода
Растворитель
адсорбционной очистки масляного сырья:
7 — сушилка; 8 — десорбер; 9 — адсорбер; //, 20 — паровые подогреватели; 12, 19, 22, 31, 33, 36, 39 — насосы; 13 —'смеситель; 15, 16,
24 — водоотделитель; 32 — испаритель; 40, 41 — фильтр-прессы.
Депаращишрованное
масло
Доочищениое
масло
РИС. Х-2. Технологическая схема установки контактной доочистки масел отбеливающими землями:
Л 4, 8, 11, 14, 18 — насосы; 2 — подогреватель; 3, 13 — смесители; 5 — теплообменник; 6 — печь; 7 — испарительная колонна; 9, 12
—конденсатор; 10, И, 20 — приемники; 15, 19 — фильтры; 16 — холодильник.
95

Технологический режим установки:
Температура, °С
суспензии в холодном смесителе 70—80
суспензии при выходе из змеевика печи . . . 130—220
в дисковых фильтрах !30—170
в рамных фильтрах 70—ПО
Давление, МПа
в дисковых фильтрах 0,40
в рамных фильтрах 0,35
Расход глины (неактивированной) *, % (масс.) 5—10
Показатели
Плотность, кг/м5 . . .
Температура, °С
помутнения . . . .
застывания . . . .
Содержание, % (масс.)
н-парафинов . . .
серы
Сырье (240 —
320 °С)
817
— 19
—22
21,3
0,01
Жидкие
парафины
770
9
8
99
—
Денорма
лизат
828
—47
—60
4,0
0,011
* Зависит от характеристик доочищаемого масла, предъявляемых
к нему требований и качества отбеливающей земли.
Установка «Парекс»
Адсорбционный процесс «Парекс»,
разработанный в ГДР, применяется для разделения
керосиновых фракций на два продукта: жидкие неразветвлен-
ные парафиновые углеводороды (н-парафины) и де-
парафинированный керосиновый дистиллят,
называемый денормализатом. Сырьем установки является
прямогонный керосиновый дистиллят широкого или
узкого фракционного состава (в зависимости от
требований, предъявляемых к продуктам), который
предварительно подвергается гидроочистке.
Содержание неразветвленных парафиновых
углеводородов в получаемой фракции жидких
н-парафинов (парафин-сырец) достигает 99 % (масс.) от
сырья, а отбор их от потенциала высок. Для денор-
мализата характерны низкие температуры
помутнения и застывания. Ниже в качестве примера
приведены показатели качества сырья и продуктов:
Адсорбент, используемый на установке,
избирательно адсорбирует н-парафины из смесей их с
углеводородами другого строения. Десорбция
адсорбента осуществляется нагретыми парами аммиака,
который называется вытеснителем; последний
циркулирует на установке. Используется также
водороде одер ж ащ и й газ, являющийся газом-носителем
сырья. Применение циркулирующего газа-носителя
препятствует быстрому падению адсорбционной
емкости адсорбента и способствует удлинению пробега
установки [2, 3]. В целом обе стадии процесса —
адсорбция и десорбция — являются парофазными.
Для извлечения из циркулирующего водородсодер-
жащего газа попутных паров аммиака используется
вода.
К сырью предъявляются довольно жесткие
требования по содержанию серы, олефинов и примесей.
Основные секции установки следующие:
нагревательная, в которой смесь сырья с водородсодержа-
щим газом нагревается в теплообменниках, а затем
в змеевике печи (в этой же секции, но в отдельной
печи нагревается аммиак перед направлением его
в слой адсорбента); адсорбции и десорбции с тремя
периодически переключаемыми вертикальными аппа-
Циркулирующий Водородсадержашй газ
Жидкие н-парафины
РИС. Х-3. Принципиальная схема установки «Парекс»:
/ — насос; 2, 3, 18, 19 — компрессоры; 4,5 — трубчатые печи; 6, 8, 14 — переключаемые адсорберы-десорберы; 7, 9, 13 — теплообменники;
10, 15 — конденсаторы-холодильники; 11, 12 — сепараторы; 16 — промывная колонна; 17, 21 — колонны дегазации; 17а, 21а — встроенные
холодильники; 176, 216 — встроенные подогреватели; 20 — водяной насос.
96

ратами (один — адсорбер, а два других в данный
период — десорберы); сепарации с двумя
параллельными линиями; эта секция предназначена для
разделения смесей, выходящих из адсорбера (линия
«денормализата») и из двух аппаратов,
эксплуатируемых в данный промежуток времени как
десорберы (линия н-парафинов). Технологическая схема
установки представлена на рис. Х-3; здесь три
контура циркуляции: водородсодержащего газа,
аммиака — вытеснителя — и воды, поглощающей пары
аммиака в промывной колонне.
К сырью, подаваемому насосом 1,
присоединяются свежий и циркулирующий водородсодержа-
щий газ (нагнетается компрессором 2). После
нагрева в теплообменниках (условно показано
пунктирной линией, ведущей к печи 4) и змеевике печи 4
смесь поступает в адсорбер 6 с неподвижным слоем
адсорбента, извлекающим из сырья к-парафины.
По выходе из адсорбера денормализат в смеси с во-
дородсодержащим газом и аммиаком (остатка от
предшествующей операции — десорбции)
охлаждается в теплообменнике 7. Пройдя далее
конденсатор-холодильник 15, смесь разделяется в промывной
колонне 16 на две части: жидкую — охлажденный
конденсат денормализата — и газопаровую. В
верхней части колонны 16 пары аммиака поглощаются
циркулирующей водой, поступающей далее в две
последовательно соединенные колонны 17 и 21 для
Общая характеристика технологических
В производстве пластичных смазок применяют
периодические, полунепрерывные и непрерывные
процессы [1—3], технологические схемы которых
многообразны. Однако различия во многих случаях
обусловлены лишь разным аппаратурным
оформлением. Это позволяет относительно небольшим числом
технологических схем (в пособии рассмотрено шесть)
охватить основные варианты процессов
производства смазок.
Процесс производства смазок на мыльных
загустителях, который является в отличие от других
нефтехимических процессов по существу
безотходным производством, состоит из следующих основных
стадий: дозирования сырья, приготовления и
термомеханического диспергирования загустителя,
охлаждения расплава, гомогенизации, фильтрования,
деаэрации и расфасовки [2]. Получающийся
некондиционный продукт отправляют на переработку.
Дозирование сырья. Исходные компоненты
дозируют обычно в жидком виде. В периодических и
полунепрерывных процессах используют объемные
дозирующие устройства, недостаточная точность
работы которых устраняется смешением компонентов
в реакторе с мешалкой. Широкое применение
находят многокомпонентные дозирующие насосы с
суммирующими устройствами, которые автоматически
поддерживают необходимое соотношение
компонентов и отключают насосы после заполнения мешалок.
В непрерывных процессах дозирующие насосы —
дегазации. Здесь из водного раствора удаляется
аммиак; пары аммиака после ступенчатого сжатия
компрессорами 18, 19 и 3 используются в процессе
десорбции.
Выходящий из верхней части колонны 16 водо-
родсодержащий газ сжимается компрессором 2 и
как рециркулят присоединяется к сырью.
Работающие в стадии десорбции аппараты 8 и 14
продуваются перегретым в змеевике печи 5
газообразным аммиаком. Последний в смеси с
вытесненными н-парафинами проходит теплообменники 9 и
13, а затем конденсатор-холодильник 10; конденсат
отделяется от газообразного аммиака в сепараторе 11.
В работающем при менее высоком давлении
сепараторе 12 из жидкости выделяется растворенный
аммиак. Вспомогательным компрессором 18 аммиак
подается на прием компрессора 3 повышенного
давления. В секции адсорберов — десорберов
коммуникации системы автоматического переключения
аппаратов с одной операции на другую не показаны.
Режим процесса парофазной адсорбции:
температура 300—400 °С, давление 0,5—1,0 МПа;
длительность адсорбции примерно в два раза меньше
продолжительности десорбции. Между этими стадиями
в течение непродолжительного времени адсорбент
продувается. Окислительную регенерацию
адсорбента проводят обычно после 6000—8000 ч его
эксплуатации [2, 3].
стадий и процессов производства смазок
обязательный элемент производства. Они пригодны
и для дозирования суспензий сыпучих реагентов
(в частности, извести пушонки) в дисперсионной
среде. Точность дозирования насосами ±3 %, что
обеспечивает заданную концентрацию загустителя
с отклонениями не более ±0,5 %.
Приготовление и термо-механическое
диспергирование загустителя, С омыления жиров или
нейтрализации жирных кислот начинается процесс
получения смазок. После окончания омыления из мыльно-
масляной суспензии полностью (для гидратированных
кальциевых и кальциево-натриевых смазок до
определенного предела) удаляют влагу. При производстве
смазок на сухих мылах мыльно-масляную суспензию
получают непосредственным смешением
компонентов в заданных соотношениях. Затем суспензию
нагревают до получения однородного расплава.
Известны способы получения смазок, когда мыльно-
масляную суспензию нагревают при сравнительно
невысокой температуре — проводят лишь
набухание мыла в масле. Такой способ получил название
«холодной варки» или низкотемпературного
процесса производства.
На стадии охлаждения расплава загустителя
в масле формируется структура смазок. Изменяя
режим охлаждения (быстрое, медленное или
изотермическая кристаллизация), можно воздействовать
на размеры и форму дисперсных частиц
структурного каркаса смазок и, следовательно, изменять их
Глава XI
Производство пластичных смазок
7 Под ред. Б. И. Бондаренко
97

свойства. Широкое распространение получили
комбинированные методы охлаждения (быстрое и
медленное): расплав охлаждается при смешении с
неиспользованной частью масла (примерно 1/3
расчетного количества), температура которого (50—70 °С)
ниже температуры расплава (180—230 °С); далее
охлаждение ведут с помощью хладагента,
подаваемого в рубашку реактора или скребкового аппарата.
Гомогенизация [2—5] повышает равномерность
распределения загустителя в масле, улучшает
внешний вид, а также коллоидную и механическую
стабильность смазок. В простейшем случае
гомогенизацию осуществляют продавливанием смазки через
сетку или систему сит, через узкие (30—50 мкм)
зазоры вальцовочных машин. Широко
распространены методы однократной гомогенизации на
заключительной стадии производства смазок [41. Однако
в непрерывных процессах успешно применяют и
многократную гомогенизацию на каждой
технологической стадии за счет циркуляции продукта через
гомогенизирующие клапаны при относительно
низком перепаде давления, что исключает применение
специальных аппаратов.
Для удаления механических примесей смазки
фильтруют, продавливая их через устройство с
металлическими сетками или используя
самоочищающиеся фильтры.
В результате деаэрации — удаления попавшего
при изготовлении смазки воздуха — улучшается
внешний вид, повышается химическая стабильность
и плотность смазок [5]. При получении смазок на
сухих мылах во время дозирования сухого мыла
в нее попадает много воздуха, который удаляется
из расплава при повышенных температурах. При
получении мыла в процессе производства смазки
часть воздуха уходит вместе с парами воды, а
оставшуюся часть удаляют на заключительной стадии
Расплав смазка
РИС. XI-1. Реактор со скребково-лоластным перемешивающим
устройством:
I — корпус реактора; 2 — рубашка для теплоносителя; 3 — рамная
мешалка; 4 — лопасть для перемешивания с самостоятельным
приводом; 5 — ввод термопар; 6 — скребок с креплением.
после гомогенизации. Воздух может попасть в смазку
при гомогенизации, если ее проводят при
атмосферном давлении (например, на вальцовочных машинах).
Удаляют воздух из тонкого слоя смазки (200—
500 мкм) в вакууме до 95 кПа.
В непрерывных процессах — при более
тщательной подготовке исходных компонентов и проведении
процесса под давлением — необходимость в
деаэрации и фильтровании обычно отпадает.
При организации технологического процесса,
выборе оптимального аппаратурного оформления и
методов контроля учитывают реологические и тепло-
физические свойства полупродуктов производства
смазок.
Ниже показано влияние температуры на
реологические и теплофизические свойства
мыльно-масляной дисперсии по стадиям процесса для смазки на
12-оксистеарате лития (литол-24):

Температура,
°С
60
90
100
150
Вязкость, (Па-с)
при
10 С"»
0,62
0,71
1,24
32,30
при
100 с-1
0,072
0,085
0,131
4,230
Eg*
861
853
868
814


проводность,
Вт/(м- К)
0,150
0,149
0,158
0,129

Теплоемкость,
кДж/(к|- К)
2,427
2,477
3,150
2,612
Ввод одной трети масла
2,42
7,40
5,02
0.48
1,11
0,68
821
790
762
0,133
0,122
0,111
Аппаратурное оформление процесса производства смазок
в значительной степени определяется реологическими свойствами
(прежде всего их вязкостью) смазок и промежуточных
продуктов. Для таких смазок, как литол-24, и для мыльных смазок
отмечается резкое (в 50—80 раз) увеличение вязкости в процессе
термо-механического диспергирования и ее зависимость от
скорости деформирования. Поэтому к конструкции
перемешивающего устройства реактора, в котором совмещаются стадии
омыления, обезвоживания, получения и выдержки расплава, а также
предварительного охлаждения, предъявляют сложные
требования. Скребково-лопастные мешалки с переменным числом
оборотов позволяют на каждой стадии менять режим
перемешивания. Высокая эффективность этих перемешивающих устройств
и гибкое регулирование интенсивности перемешивания
сокращают длительность процесса", повышают качество смазок и
воспроизводимость свойств отдельных партий.
На рис. XI-1 показан реактор со скребково-лопастным
перемешивающим устройством емкостью. 10 м3, поверхностью
теплообмена 20 м2.
Привод перемешивающих устройств реактора
осуществляется двухскоростным мотором-редуктором мощностью 40 кВт
и специальной раздаточной коробкой с двумя соосными
выходными валами, что обеспечивает противоположно направленное
вращение центрального и периферийного перемешивающих
устройств, а также возможность раздельной работы каждого
из них.
Сократить длительность стадии омыления жиров можно
повышением температуры. Из-за наличия воды процесс проводят
под давлением до 1 МПа в контакторах-автоклавах [2].
Вязкость системы на стадии омыления невелика, и в контакторах
применяют высокоскоростные мешалки (например, контакторы
типа «Стратко» при производстве мыльных смазок за рубежом).
Нагретая в контакторах до 150—170 °С смесь после омыления
направляется в реакторы, работающие при атмосферном
давлении. В результате дополнительного нагревания в реакторах
удаляется влага и осуществляется термо-механическое
диспергирование образующегося мыльного загустителя.
Удаление влаги из мыльно-масляной дисперсии в большом
объеме реактора — длительная операция. В настоящее время
разработан выпарной аппарат 16], в котором смесь нагревается
(под давлением) до 150—160 °С, и основная влага испаряется
в камере распыла с последующим глубоким обезвоживанием
в стекающей пленке при подводе тепла через стенку. Подобный
аппарат используется при производстве литиевых, комплексных
кальциевых, кальциевых гидратированных и других мыльных
смазок.
98

Свойства мыльных смазок и
особенно комплексных кальциевых
зависят от температурного режима
приготовления (максимальная температура
нагревания, продолжительность
термообработки) и последовательности
введения комплексообразующих
компонентов. О влиянии максимальной
температуры нагревания и
продолжительности ее воздействия на свойства
комплексных кальциевых смазок,
приготовленных на основе синтетических
жирных кислот С1о—С,,, и уксусной
кислоты, свидетельствуют следующие
данные:
Температура нагревания, "С
Время выдержки, мни. .
Предел прочности при 50 С,
Па
Вязкость при 50 "С 100 с-1,
Па-с
180 200
10 10
200
60
225
10
360 440 640 700
Отпрессовываемость
2,2
масла, % 10,6
3,2
4,9
4,0
3,0
6,0
4,2
Нагревание или охлаждение
высоковязкого мыльно-масляного концентрата
эффективно лишь в теплообменных
аппаратах специальной конструкции.
Например, в трубчатых скребковых
теплообменных аппаратах поверхность
постоянно очищается, т. е.
устраняется отрицательное влияние повышенной
адгезии, и, кроме того, возможно приложение
высоких сдвиговых напряжений, снижающих вязкость.
На рис. XI-2 показан двухкорпусный скребковый
аппарат с поверхностью теплообмена 3,5 м2.
В каждом корпусе расположен вращающийся вал с
четырьмя «плавающими» скребками, которые под действием
центробежной силы и давления перемешиваемой жидкости плотно
прижимаются к хромированной поверхности цилиндра идаметром
РИС. Xf-З. Вакуумный деаэратор.
РИС. XI-2. Скребковый двухкорпусный теплообменный аппарат.
0,35 м и длиной 1,67 м; полезный (свободный) объем цилиндра —■
0,05 м3. Привод — индивидуальный, через редуктор; частота
вращения в первом по ходу продукта (при охлаждении) корпусе
п = 240, во втором — 180 об/мин, соответственно мощность
электродвигателя в первом корпусе — 17 кВт, во втором — 220 кВт.
При нагревании порядок последовательного включения
корпусов — обратный. При охлаждении в рубашку аппарата (в
каждый корпус отдельно) подается охлажденная и очищенная от
примесей и солей вода, а при нагревании — масло или другой
жидкий теплоноситель. Производительность аппарата при
охлаждении смазок в диапазоне температур от 200 до 60 °С составляет
2000—2500 кг/ч, соответственно расход охлаждающей воды с
начальной температурой 5 СС — до 20 м3/ч. При нагревании
производительность аппарата на 20—25 % выше, чем при охлаждении,
при условии сохранения разности температур смазка —
теплоноситель (хладоагент).
В промышленных условиях при охлаждении
литиевых смазок коэффициент теплопередачи
составляет 600—650 Вт/(м2-К), что примерно в 20 раз
выше, чем в трубчатых теплообменных аппаратах.
Перспективным и эффективным для нагревания и
охлаждения смазок в непрерывных схемах является
змеевиково-скребковый аппарат.
Для гомогенизации смазок применяют клапанные
гомогенизаторы (производительность 3,0—3,5 т/ч при
максимальном давлении продавливания до 50 МПа)
и гомогенизаторы типа коллоидной мельницы
(производительность 1,0—3,0 т/ч зависит от зазора между
ротором и статором, скорости подачи и состава
смазки) [4, 71. Для литиевых смазок можно
рекомендовать оба типа гомогенизаторов; при
ограниченном давлении (до 20 МПа) в клапанных
гомогенизаторах для комплексных кальциевых смазок
предпочтительно применять гомогенизаторы типа
коллоидной мельницы.
В промышленности используют деаэратор,
разработанный ВНИИПКнефтехимом (рис. XI-3),
производительностью 1—3 т/ч с регулируемым зазором
в пределах 0,1—0,5 мм. Из нижней части вакуумной
камеры (емкость 0,16 м3) деаэрированный продукт
непрерывно отбирается шестеренчатым насосом, при-
7*
99

вод которого осуществляется через мотор-вариатор.
Регулированием частоты вращения достигается
синхронизация потоков на входе и выходе из
деаэратора. При вакууме 93—95 кПа в таком деаэраторе
воздух удаляется практически полностью.
В полунепрерывных и особенно непрерывных
технологических схемах важно правильно выбрать
насосы для перекачивания полупродуктов и смазок,
а также конфигурацию накопителей готовой
продукции для гибкого регулирования и согласования
производительности технологической установки
с производительностью автоматических линий по
затариванию готовой продукции. Из-за повышенной
вязкости для транспортирования смазок применяют
роторно-зубчатые и винтовые насосы. В качестве
сборников-накопителей используют бункеры с
обогреваемыми стенками, которые оборудованы
системой замкнутой циркуляции смазок через
гомогенизирующий клапан.
Кроме обычных методов непрерывного контроля
(температуры, давления, расхода), и схемах предусматривают
локальные системы автоматического регулирования стадий процесса
с применением общетехнических и специальных приборов и
устройств. На стадии получения мыльной основы, например,
литиевых смазок для контроля полноты омыления по
щелочности, успешно используется рН-метр. Контролируется также
содержание влаги в высоковязких системах. Качество смазок на
заключительной стадии их приготовления оценивают
показателями реологических свойств на потоке (предел текучести и
вязкость при различных скоростях сдвига).
Размещение оборудования на установках зависит от
конкретных условий. Наиболее распространена поэтажная компановка
с размещением оборудования в соответствии с направлением
технологических потоков (на верхнем этаже — дозаторы, ниже —
аппараты с мешалками, еще ниже— насосы и другое
вспомогательное оборудование).
Теплоносителем для обогревания аппаратов служит
водяной пар, а также масло или органические теплоносители,
например дифенильная смесь. Сборники-накопители смазок при
температуре ниже ,100 °С могут обогреваться горячей водой.
Водяной пар вводится в аппарат сверху, а конденсат удаляется
снизу. Все жидкие теплоносители (а также хладагенты) при
вертикальном расположении аппаратов вводятся снизу и удаляются
сверху.
В качестве хладоагентов используют холодное масло (если
хладоагент подается в аппарат, для нагревания которого
использовалось горячее масло), проточная или охлажденная вода в
замкнутой системе охлаждения.
Установка периодического производства
мыльных и углеводородных смазок
Установка предназначена для производства
смазок на мылах различных катионов (металлов),
получаемых непосредственно в процессе изготовления
смазок прямым омылением природного или
синтетического жирового сырья, а также углеводородных
смазок путем загущения нефтяных масел твердыми
углеводородами.
Основные секции установки следующие:
подготовки сырья и приготовления расплава мыльного
загустителя в дисперсионной среде; охлаждения и
кристаллизация расплава; отделочных операций
(гомогенизация, фильтрование и деаэрирование);
расфасовки смазок. Основным аппаратом в
периодической технологической схеме является реактор со
скребково-лопастным перемешивающим устройством
(см. рис. XII). В нем последовательно
осуществляются операции приготовления реакционной смеси,
омыления, обезвоживания, термообработки и
частичного охлаждения. Технологическая схема
установки периодического производства мыльных,
а также углеводородных смазок представлена на
рис. XI-4.
В реактор 1 при работающем центральном
перемешивающем устройстве загружают примерно 1/3—
1/2 расчетного количества дисперсионной среды,
омыляемые компоненты и расчетное количество
водного раствора гидроксида металла. Смесь реагентов
нагревают при работающих перемешивающих
устройствах и циркуляции через гомогенизирующий
Присадки с маслом
Некондиционный продукт
Пар
Пар_
^—2^—^'
затаривание
РИС. XI-4. Технологическая схема установки периодического производства смазок:
£п7«5 ^™Р™^7.Д лР насосы; 3-5 - сырьевые приемники; 6 - гомогенизирующий клапан; 7 - насосы; 8 - конденсатор- 9
-скребковый холодильник; 10 - вакуумный насос; /; - смеситель; 12 - установка гомогенизации, фильтрования и деаэрации 73, °5 -сборники-
накопители; 14 — устройство для контроля реологических свойств.
100

клапан 6 (производительность 2—5 т/ч в зависимости
от состава сырьевых компонентов). При этом
происходит омыление жировой основы и образование
мыла. Когда процесс омыления закончен
(контролируется по содержанию свободной щелочи),
температуру смеси повышают до полного или частичного
удаления влаги; реактор на этой стадии подключают
к вакуумной системе через конденсатор 8. Конец
удаления влаги контролируют по ее содержанию
в реакционной смеси. Дальнейшее проведение
процесса зависит от типа смазки. Если смазки не
подвергают гомогенизации, то мыльно-масляный
концентрат охлаждают, подавая тонкую струю оставшегося
масла при интенсивном перемешивании, после чего
смазку направляют непосредственно в тару или
в накопители 13, 15. Подобным образом готовят
гидратированные кальциевые смазки (солидолы); для
доохлаждения в рубашку реактора подают
хладагент.
Для литиевых, комплексных кальциевых и
других смазок процесс продолжают. Мыльно-масляный
концентрат при непрерывном перемешивании
нагревают до температуры термообработки (200—
250 °С), при которой выдерживают его от 0,5 до
1,5 ч. Затем при работающем перемешивающем
устройстве загружают оставшуюся часть масла,
подавая его тонкой струей, и понижают температуру
в реакторе до 175—180°С. При этой температуре
расплав выдерживают в течение установленного
технологической картой времени (в пределах часа).
Дополнительно охлаждают расплав до 160—165 °С,
затем дозировочным насосом 2 из смесителя 11
подают присадки, предварительно растворенные
(смешанные) в масле. Если присадки не термостабильны
и не выдерживают высоких температур, то их вводят
после второй ступени охлаждения при 100—110°С.
Вновь охлаждают смазку до 50—60 °С в
скребковом холодильнике 9, в рубашку которого подается
хладагент — охлажденная до 3—5 °С вода,
циркулирующая в замкнутой системе скребковый аппарат—»
холодильная установка —* скребковый аппарат.
Применение разомкнутой системы охлаждения возможно
только при глубокой очистке воды, не загрязняющей
поверхность охлаждения. Применение в замкнутой
схеме в качестве хладагента рассола с температурой
до —Юн—15 °С нецелесообразно из-за резкого
увеличения вязкости продукта в пристенном слое,
повышенного расхода мощности на привод и в итоге
ухудшения условий охлаждения за счет большого
выделения тепла диссипации.
Смазка, пройдя последовательно гомогенизатор,
фильтр и деаэратор (установка 12), поступает
в сборник-накопитель 15, из которого
расфасовывается в тару. Некондиционный продукт через
сборник-накопитель 13 возвращается для доработки
или выводится с установки.
Цикл в периодической технологической схеме
можно сократить за счет совместной подачи
реагентов дозировочными насосами (при этом перед
реактором устанавливают смеситель), а также снижения
времени обезвоживания при подводе
дополнительного тепла через теплообменник, который
включается в циркуляционную систему реактора.
Периодический процесс универсален, позволяет
производить на данной установке любые мыльные и
углеводородные смазки. Последние получают при
работе только первой секции установки: после
обезвоживания твердых углеводородов (парафина,
церезина, или петролатума) при 105—110 °С их
растворяют в масле с последующим охлаждением (как
правило, непосредственно в таре, или сливая на
специальный холодильный барабан). Указанная
технологическая схема рекомендуется при относительно
небольших объемах производства смазок — от 1 до
2 тыс. т в год.
Установка периодического производства
мыльных смазок с применением контактора
Более совершенной является схема производства
смазок на мыльных загустителях (при
использовании природных жиров — глицеридов кислот)
периодическим способом с применением на стадии
омыления жиров контактора. Установка
предназначена для производства мыльных смазок различного
типа. Наряду с получением мыльного загустителя
непосредственно в процессе производства смазок
(прямое омыление) можно приготовить загуститель,
катионом которого являются тяжелые металлы,
например свинец, по реакции двойного обмена через
натриевые мыла. Иногда такой процесс является
периодическим и осуществляется в две или три
ступени.
Установка включает следующие основные
секции: подготовки сырья и приготовления мыльной
основы; термо-механического диспергирования
загустителя в дисперсионной среде; охлаждения
расплава; отделочных операций (гомогенизация,
фильтрование и деаэрирование). Технологическая схема
установки представлена на рис. XI-5.
Сырьевые компоненты смазок (расплавленные
жиры, водный раствор — суспензия — гидроксида
металла; дисперсионная среда) дозировочными
насосами 2 в требуемых соотношениях подаются в
контактор 1, работающий при избыточном давлении до
] МПа. В контакторе (иногда называемом
автоклавом) при повышенной температуре (100—200 °С)
в зависимости от типа смазки в течение 20—40 мин
протекает реакция омыления жиров с образованием
мыльно-масляной основы. Контактор обогревается
горячим теплоносителем, циркулирующим через
рубашку аппарата. Горячая реакционная смесь из
контактора ) поступает в параллельно (при
необходимости и последовательно) работающие
реакторы 7 и 11 со скребково-лопастным
перемешивающим устройством. В этих аппаратах мыльная
основа разбавляется при нагревании остальным
количеством масла (или его частью). Реакторы
оборудованы системой для удаления паров воды и их
конденсации.
Большинство мыльных смазок после
термо-механического диспергирования загустителя и
вываривания воды в реакторах 7 и 11 (продолжительность
этой стадии 2—4 ч) охлаждается в скребковом
холодильнике 13. Растворы или суспензии добавок
(присадки, наполнители) в зависимости от их
назначения, состава и свойств подаются дозировочным
насосом 2 или при циркуляции расплава в реактор 7
и 11, или на стадии охлаждения в холодильник 13.
Полученная смазка подвергается гомогенизации,
фильтрованию и деаэрированию на установке 15.
После контроля реологических свойств
(устройство 16) смазка проходит все последующие стадии
(см. схему XI-4).
При производстве смазок на металлических мылах
по реакции двойного обмена в контакторе 1 готовят,
101

Присадки с маслом
Некондиционный продукт
затаривание
РИС. Х!-5. Технологическая схема установки периодического производства смазок на мыльных загустителях с контактором:
/ — контактор; 2 — дозировочные насосы; 3—5 — сырьевые приемники; 6 — насосы; 7, 11 — реакторы; 8 — конденсатор; 9 —
гомогенизирующие клапаны; 10 — вакуумный насос; 12 — смеситель; 13 — скребковый холодильник; 14 — сборники-накопители; 15 — установка
гомогенизации, фильтрования и деаэрации; 16 — устройство для контроля реологических свойств.
как правило, натриевое мыло, из которого в
реакторе 7 при его взаимодействии с соответствующей
водорастворимой солью тяжелого металла получают
требуемое мыло. В этом случае мыло смешивается
с маслом в реакторе 11, куда полученный мыльный
концентрат поступает после отмывки
водорастворимых солей. В реакторе 11 проводят термо-меха-
ническое диспергирование загустителя в масле и
выпаривание воды. После охлаждения расплава
смазка подвергается отделочным операциям и
расфасовывается.
Использование контактора при производстве
отечественных смазок широкого распространения не
получило (в отличие от зарубежных схем
производства). Включение контактора в схему установки
по производству смазок, где в качестве омыляемого
сырья используют глицериды, существенно
сокращает время их приготовления [81.
Установка полунепрерывного производства
мыльных смазок
Установка полунепрерывного производства
сочетает преимущества периодического и
непрерывного способов, учитывает специфику производства
мыльных смазок и обеспечивает максимально
возможную производительность при оптимальном
качестве готовой продукции. Назначением установки
является производство мыльных смазок любого типа
на основе стеариновой и 12-оксистеариновой
кислотах, на природных и синтетических жирах. В
качестве дисперсионной среды можно использовать
нефтяные и синтетические масла, а также их смеси
(в зависимости от области применения смазок и
предъявляемых к ним требований).
Основные секции установки следующие:
подготовки сырья и приготовления увлажненной мыльно-
102
масляной реакционной смеси; выпаривания воды и
термо-механического диспергирования загустителя
в масле; охлаждения и кристаллизации расплава;
отделочных операций. Технологическая схема
установки с применением современного оборудования
и устройств для контроля качества
полупродуктов и готовой смазки на потоке приведена на
рис. XI-6.
Подготовленные сырьевые компоненты подаются
из приемников дозировочным насосом 6 в реакторы 1
с высокооборотными мешалками, позволяющими
создать интенсивное перемешивание маловязкой
суспензии. Омыленную реакционную смесь, которую
готовят попеременно в одном из параллельно
действующих реакторов /, подают дозировочным насосом 6
в выпарной аппарат 9. Здесь в вакууме смесь
обезвоживается полностью (если это необходимо) за
счет многократной циркуляции смеси через
теплообменник 11. Содержание влаги контролируют
влагомером 12. Из циркуляционного контура
обезвоженную смесь насосом 6 через скребковый (из-за
высокой вязкости обезвоженного продукта)
нагреватель 14 перекачивают на термообработку в
реактор 15.
Реактор оборудован скребково-лопастным
перемешивающим устройством. В реакторе 15 при
температуре термообработки смазку выдерживают
заданное по технологической карте время. Затем при
работающем перемешивающем устройстве в аппарат
закачивают оставшуюся часть масла. Температуру
смеси понижают до 175—185 °С, и при этой
температуре проводят изотермическую кристаллизацию.
Если необходимо, смазку частично охлаждают до
160—165 °С, после чего насосом 6 из смесителя 16
вводят присадки. Подача концентрата присадок
возможна и после первой ступени охлаждения в
холодильнике 17.

Присадки с маслом
Некондиционный продукт
Смазка на
1 затаривание
РИС. XI-6. Технологическая схема установки полунепрерывного производства смазок на мыльных загустителях:
1, 15 — реакторы; 2 — насосы; 3—5 — сырьевые приемники; в —дозировочные насосы; 7 — гомогенизирующие клапаны; 8 — рН-метр;
9 — выпарной аппарат; 10 — конденсатор; // — трубчатый теплообменник; 12 — влагомер; 13 — вакуумный насос; 14 — скребковый
нагреватель; 16 — смеситель; 17 — скребковый холодильник; 18, 21 — сборники-накопители; 19 — установка гомогенизации, фильтрования и деаэрации;
20 — устройство для контроля реологических свойств.
На этом периодический цикл в реакторе 15
заканчивается. Затем содержимое реактора 15
дозировочным насосом 6 подается в скребковый
холодильник 17, установку 19 (гомогенизация,
фильтрование и деаэрация) и сборник-накопитель готовой
смазки 21. Качество смазки контролируют с помощью
устройства 20. Некондиционная смазка собирается
в накопителе 18, откуда она может поступить на
дополнительную обработку.
Число периодических реакторов 15 и их емкость
подбирают таким образом, чтобы при заданной
производительности обеспечить непрерывную работу
узла обезвоживания, а также всех аппаратов после
реактора 15. Длительный опыт работы установок
полунепрерывного действия по производству смазок
массового назначения подтверждает перспективность
их широкого применения. Производительность
установок от 2 до 10 тыс. т в год.
Установка полунепрерывного производства
смазок на сухих мылах
На сухих мылах в промышленных условиях
производят натриевые, литиевые и алюминиевые
смазки. Процесс заключается в термо-механическом
диспергировании мыльного загустителя в
дисперсионной среде до образования однородного расплава
с последующим охлаждением и отделочными
операциями.
Установка состоит из следующих основных
секций: приготовления воздушно-сухого мыла;
приготовления суспензии загустителя в дисперсионной
среде, термо-механического диспергирования
загустителя с образованием однородного расплава и его
охлаждения, отделочные операции.
Технологическая схема полунепрерывного производства
литиевых смазок на сухих мылах в том варианте, в каком
она реализована для производства смазок литол-24,
показана на рис. XI-7.
Сухое мыло может быть получено на установку
готовым или приготовлено непосредственно в
процессе производства смазки. В последнем случае
омыляемое сырье и водный раствор щелочи
(суспензия) в необходимых количествах смешиваются в
попеременно действующих реакторах, снабженных
высокооборотным перемешивающим устройством и
рубашкой для подачи теплоносителя. После
завершения реакции омыления или нейтрализации (для
жирных кислот) водная пульпа мыла поступает на
сушку в вакуумный барабанный аппарат
непрерывного действия. Сухое мыло эрлифтом подается в
бункер, а затем уже весами 5 дозируется в один из двух
параллельно установленных реакторов 1, куда
предварительно дозировочным насосом 2 закачивается
примерно 2/3 необходимого количества нефтяного
масла. После тщательного перемешивания смесь
насосом 2 прокачивается через электрический
трубчатый нагреватель 8, где нагревается до 200—
210 °С и далее смешивается с остатком масла и
масляным раствором присадок в смесителе 9. Затем смесь
поступает в деаэратор 10, в циркуляционном
контуре которого установлен гомогенизирующий
клапан 6. В деаэраторе из мыльно-масляного расплава
удаляется воздух, после чего расплав направляется
для охлаждения в скребковый холодильник 12.
Охлажденная смазка поступает в
сборник-накопитель 16, а некондиционный продукт через сборник-
накопитель 15 направляется на переработку или
откачивается с установки.
103

Некондиционный продукт
Сь. I Присадки с маслом.
Холодильный
агрегат
РИС. XI-?. Технологическая схема полунепрерывного производства смазок на сухих мылах:
Смазка на l
затариванием
1 — реакторы; 2
теплообменник; 9,
- дозировочные насосы; 3, 4 — сырьевые, приемники; 5 — весы; '6 — гомогенизирующие клапаны; 7 — насосы; 8 — трубчатый
14 — смесители; 10 — деаэратор; // — вакуумный насос; 12 — скребковый холодильник; 13 — устройство для контроля
реологических свойств; 15, 16 — сборники-накопители.
Описанная схема производства смазок на сухих
мылах оказалась в целом неэкономичной и широкого
распространения для производства смазок массового
назначения не получила.
Установка непрерывного производства
мыльных смазок
При увеличении производительности установок
свыше 10 тыс. т в год начинают сказываться
отрицательные стороны полунепрерывных технологических
схем, обусловленные применением на стадии
периодических процессов громоздких и металлоемких
аппаратов с мешалками. Необходимость
циклического включения этих аппаратов создает трудности
регулирования процесса. Эти недостатки
устраняются в непрерывной технологической схеме.
Установка включает систему непрерывного
дозирования исходных компонентов, оригинальный
реактор для получения мыльной основы, новые
конструкции скребковых аппаратов для нагревания и
охлаждения в широком диапазоне температур,
приборы контроля процесса по стадиям и новые методы
автоматического регулирования прочностных и
вязкостных свойств, которые измеряются специальным
устройством на потоке.
Основные секции установки следующие:
смешения компонентов и приготовления дисперсии
мыльного загустителя в дисперсионной среде;
обезвоживания и термического диспергирования загустителя
с образованием однородного расплава; охлаждения
расплава и гомогенизации смазки.
Установлено, что для литиевых смазок
многократная циркуляция через гомогенизирующий кла-
104
пан при низком давлении дает такой же эффект, как
и однократная обработка при высоком давлении
в клапанных гомогенизаторах, поэтому его в схеме
не предусматривают. Для комплексных
кальциевых смазок гомогенизация через клапан при низком
давлении оказывается недостаточной, и на
заключительной стадии устанавливают клапанный
гомогенизатор высокого давления или коллоидную
мельницу. В остальном технологическая схема
производства комплексных кальциевых смазок остается
практически без изменений. Применение
непрерывной схемы для производства смазок массового
назначения обеспечивает существенные
технико-экономические преимущества: сокращение металлоемкости
основного оборудования в 5—6 раз, объема
производственных помещений в 3—4 раза, капитальных
затрат на 25—30 %, снижение себестоимости
готовой продукции на 7—8 %.
Установка производства смазок
на неорганических загустителях
Производство смазок на неорганических
загустителях (осажденных и пирогенных силикагелях,
бентонитовых глинах) отличается от производства
мыльных смазок. Смазки готовят механическим
диспергированием гидрофобизированных
загустителей в масле, используя смесители и гомогенизаторы.
В случае смазок на осажденном силикагеле
загуститель приготавливают непосредственно на установке.
В производстве смазок на пирогенном силикагеле
используют готовый загуститель, модифицированный
различными ПАВ.

Смазка на
затаривание
РИС. X1-S. Технологическая схема производства смазок на немыльных загустителях:
1,9 — смесители; 2 — дозировочный насос; 3, 6, 8 — сырьевые приемники; 4 — насос; 5 — дозаторы; 7
10 — конденсатор; 11 — вакуумный насос; 12, 15 — сборники-накопители; 13 — установка гомогенизации,
14 — устройство для контроля реологических свойств.
- гомогенизирующие клапаны;
фильтрования и деаэрации;
Установка включает следующие основные секции:
смешения компонентов смазки с образованием
однородной дисперсии и отделочных операций.
Технологическая схема установки по производству
силикагелевой смазки графитол представлена на
рис. XI-8.
В смеситель / дозировочным насосом 2
закачивают масло, включают перемешивающее устройство
и обогрев аппарата. Затем через дозатор 5
загружают первую порцию (80 % масс, расчетного
количества) модифицированного аэросила. Загрузка
ведется порциями в течение 8 ч, причем масса порции
постепенно уменьшается от 5 до 1 кг. Смесь масла
и загустителя перемешивается и циркулирует в
системе: смеситель / —> насос 4 —» смеситель 1.
После окончания загущения масла аэросилом
смесь из смесителя 1 насосом 4 перекачивают в
смеситель 9, в который при помощи дозатора 5
загружают графит. Температуру смеси повышают до
105 °С и удаляют влагу, попавшую с исходными
компонентами, подключая смеситель 9 к вакуумному
насосу // через конденсатор 10. Затем в смеситель 9
загружают остальную (20 %) часть загустителя.
Смесь перемешивается и циркулирует до получения
однородной массы. После этого она подвергается
гомогенизации, фильтрованию и деаэрации на
установке 13. Готовую смазку перекачивают в сборник-
накопитель 15, в циркуляционном контуре которого
установлен гомогенизирующий клапан 7. Из
сборника-накопителя смазка, если она удовлетворяет
техническим условиям, что контролируется
устройством 14, насосом 4 подается на затаривание и
упаковку. Некондиционный продукт поступает на
переработку либо выводится с установки.
Глава XII
Производство битума, технического углерода
и других продуктов
Битумная установка непрерывного действия
колонного типа
Битумная установка непрерывного действия
колонного типа предназначена для получения
окисленных нефтяных битумов. В качестве сырья служат
гудроны, полугудроны, асфальты деасфальтизации
нефтяных остатков, остатки термического крекинга
и их смеси, а для тяжелых нефтей — мазуты (остатки
выше 350 °С). Продуктами являются дорожные,
строительные, кровельные и специальные вязкие
битумы с температурой размягчения (по КиШ) до
130 °С и глубиной проникания иглы при 25 °С
(100 г, 5 с) до 0.
Дорожные битумы вязкие вырабатывают девяти
марок (ГОСТ 22245—76) с глубиной проникания
иглы при 25 °С в пределах (40—300)-0,1 мм и при
0 °С выше 13 • 0,1 мм, температурой размягчения
105

Топливо
*■ Нефть
Черный
соляр
РИС. XI/-/. Технологическая
схема битумной установки
колонного типа непрерывного
действия:
1,6 — теплообменники: 2 —
воздушный ресивер; 3 — компрессор;
4 — реактор колонного типа; 5,
8 — насосы; 7 — аппарат
воздушного охлаждения; 9 — конденсатор
смешения; 10 — топка.
выше 33 "С (по КиШ), растяжимостью при 25 °С
выше 40 см, температурой хрупкости ниже минус
10 °С. Строительные битумы выпускают трех марок
(ГОСТ 6617—76), кровельные — трех марок
(ГОСТ 9548—74), специальные изоляционные также
трех марок (ГОСТ 9812—74), специальные битумы
для лакокрасочных продуктов, шинной,
электротехнической и других отраслей (ГОСТ 21822—76).
Выход дорожных окисленных вязких битумов на
сырье (гудрон) около 98 % (масс), строительных
94—96 % (масс).
Установка включает следующие основные секции:
подготовки сырья до требуемой температуры (при
переработке гудрона, поступающего непосредственно
с вакуумной установки, необходимо его охлаждение
до требуемой температуры с использованием тепла
на нагрев нефти в теплообменниках); окисления
в колоннах (реакторы колонного типа непрерывного
действия); конденсации паров нефтепродуктов, воды,
низкомолекулярных альдегидов, кетонов, спиртов
и кислот, а также их охлаждение; сжигания
газообразных продуктов окисления. Технологическая
схема установки представлена на рис. XII-1.
Сырье — гудрон — с низа вакуумной колонны
подается в теплообменники / и далее поступает
в верхнюю часть окислительной колонны 4 (на 1 м
ниже уровня продукта). В низ окислительной
колонны компрессором 3 через воздушный ресивер 2
подается сжатый воздух (через маточник). Гудрон
движется вниз, а воздух наверх, и при их тесном
контакте протекает процесс окисления сырья. В
результате окисления масла переходят в смолы,
смолы — в асфальтены. Кислород воздуха,
взаимодействуя с водородом, содержащимся в сырье,
образует водяные пары. Возрастающая потеря
водорода сопровождается полимеризацией сырья и его
сгущением. Основное количество кислорода уносится
с уходящими газами в виде паров воды и в меньшем
количестве — в виде диоксида и оксида углерода
или других соединений.
Химически связанный кислород в окисленном
битуме распределяется следующим образом: от 40
до 60 % (масс.) в виде сложноэфирных групп
(—COOR), остальное количество примерно поровну
между гидроксильными (—ОН), карбоксильными
(—СООН) и карбонильными (- СО) группами.
Предусматривается возможность подачи воды на
верхнюю паровую часть колонны для съема тепла
реакции дополнительно к понижению температуры
сырья на входе в колонну и использование тепла
реакции на нагрев сырья. На верх колонны можно
также подавать водяной пар для понижения
концентрации кислорода в газообразных продуктах.
Отработанный воздух, газообразные продукты окисления
покидают колонну сверху и поступают в нижнюю
часть конденсатора смешения 9. Смесь движется
снизу вверх навстречу воде, которая конденсирует
часть паров нефтепродуктов, воды и паров
кислородсодержащих соединений. Конденсат с низа
конденсатора 9 удаляется, а нефтепродукты в виде так
называемого «черного соляра» улавливаются в
ловушке либо непосредственно из аппарата насосом 8
откачиваются в сборник топлива. Черный соляр
используется в качестве компонента топочного
мазута. Несконденсированная часть — азот, оксид и
диоксид углерода, следы кислорода — поступает
в топку 10 на сжигание. Образующиеся дымовые
газы через вытяжную трубу выводятся в
атмосферу.
Готовый битум насосом 5 забирается с низа
окислительной колонны 4 через теплообменники 6
битум'— нефть и аппарат воздушного охлаждения 7
в битумораздаточники. Для повышения адгезионных
свойств дорожных битумов можно вводить
поверхностно-активные вещества до 5 % (масс.) —
дозирование в потоке, затем его смешение в потоке и
мешалке (на схеме не показано).
На установке имеются устройства для
автоматического регулирования расхода сырья, давления и
расхода сжатого воздуха, температуры и уровни
жидкой фазы в окислительной колонне, а также
приборы и средства для контроля и регистрации
температуры продуктов в трех точках
окислительной колонны, сырья, поступающего в окислительную
колонну, и товарного битума после аппарата
воздушного охлаждения.
Предусмотрен вариант работы установки с
приемом сырья в переработку из резервуара. В этом
случае сырье подогревается до требуемой
температуры в змеевике печи.
Если необходима одновременная выработка
битумов различных марок, на установке монтируют до
пяти окислительных колонн, работающих
самостоятельно. На каждой колонне получают товарный
битум соответствующей марки. Остальные секции
установки — подготовка сырья, конденсация паров
и сжигание газообразных продуктов окисления —
могут быть общими.
106

Технологический режим установки:
Температура в колонне, °С
сырья (на входе) 140—200
жидкой фазы (в нижней части) 240—270
то же, в средней части 240—270
в верхней части (газовое пространство) . . . 180—210
Температура товарных битумов на выходе из
холодильника, "С . . . 180—220
Давление избыточное в колонне, МПа 0,005—0,30
Удельный расход сжатого воздуха на окисление,
м3/т сырья
для получения дорожного битума марки
БНД 60/90 35—60
то же, марки БНД 40/60 60—80
для получения строительного битума марки
БН 70/30 ' 80—120
то же, марки БН 90/10 '. . 120—200
Расход сырья, т/ч 20—60
Продолжительность пребывания сырья в зоне
реакции (продолжительность окисления), ч
для допожпого битума марки БНД 60/90 . . 1,0—2,0
то же, марки БНД 40/60 1,5—2,5
для строительного битума марки БН 70/30 2,5—3,0
то же, марки БН 90/10 3—4
Допустимая скорость движения паров в свободном
сечении колонны, м/с Не более 0,2
Содержание кислорода в газообразных продуктах
окисления, % (масс.) 0,2—4,0
Для защиты окружающей среды предусмотрена
печь для дожита несконденсированных
газообразных продуктов окисления, устанавливают аппараты
воздушного охлаждения. Для безопасности
эксплуатации установки предусматривают устройства
автоматической блокировки, с помощью которых процесс
окисления прекращается (прекращается подача
сжатого воздуха) в следующих случаях: превышение
сверх допустимой температуры (270 °С) жидкой фазы
в окислительной колонне; снижение менее 15 °С
разности температуры между жидкой и паровой
фазами; превышение сверх нормы (4—5 % масс.)
содержания кислорода в газообразных продуктах
окисления и увеличение давления в окислительной
колонне сверх допустимого. Предусматривается
также монтаж на окислительной колонне взрывного
и предохранительного клапанов и подача при
необходимости водяного пара в эту колонну.
Битумная установка с реактором змеевикового
типа
На битумной установке с реактором змеевикового
типа получают окисленные нефтяные битумы.
Сырьем служат гудроны, полугудроны, а для
тяжелых нефтей остатки выше 350 °С — мазуты.
Продуктами являются дорожные, строительные,
кровельные и специальные вязкие битумы с
температурой размягчения (по КиШ) до 100 °С, глубиной
проникания иглы при 25 °С (100 г, 5 с) до 5-0,1 мм.
РИС. X1I-2. Технологическая
схема битумной установки с реактором
змеевикового типа окисления сырья
в пенном состоянии:
/, 4, 9, 12, 15 — насосы; 2 — печь;
3 — сборник; 5 — смеситель; 6 —
реактор; 7 — воздушный ресивер; 8 —
компрессор; 10 — испаритель; 11, 13 —
аппараты воздушного охлаждения;
14 — сепаратор; 16 — топка.
Выход дорожных окисленных вязких битумов на
сырье составляет около 98 % (масс), строительных
94—96 % (масс).
Основные секции установки следующие: нагрева
сырья в змеевике печи; реакторный блок (реактор
змеевикового типа); разделения газовой и жидкой
фаз; конденсации и охлаждения паров
нефтепродуктов и воды; сепарации; сжигания газообразных
продуктов окисления. Технологическая схема
установки представлена на рис. XI1-2.
Сырье — гудрон — из резервуара забирается
поршневым насосом / и подается в змеевик
трубчатой печи 2 для нагрева до температуры 260—270 °С.
Затем сырье поступает в сборник 3 (возможен
вариант схемы без сборника). Отсюда оно забирается
поршневым насосом 4 и подается в смеситель 5.
Туда же поршневым насосом 9 подают рециркули-
руюдций окисленный продукт и сжатый до 0,7 —
0,8 МПа воздух от компрессора 8.
Полученная смесь подается из смесителя 5 в
реактор 6. Реактор представляет собой змеевик из
вертикальных труб длиною 150—400 м. Процесс
окисления сырья кислородом воздуха начинается
в смесителе 5 (в пенной системе) и продолжается
в змеевике реактора 6. Для съема тепла
экзотермической реакции окисления в межтрубное
пространство реактора 6 вентилятором подается воздух.
Смесь продуктов реакции из реактора 6 поступает
в испаритель 10, в котором газы отделяются от
жидкости. Отработанный воздух, газообразные продукты
окисления, пары нефтепродуктов и воды
направляются через аппарат воздушного охлаждения 11
в сепаратор 14. С верха сепаратора отработанный
воздух, газообразные продукты окисления и не-
сконденсированная часть паров воды и
нефтепродуктов отводится в топку 16 для дожига газов
окисления перед выводом их в атмосферу.
Сконденсированная основная часть паров
нефтепродуктов (отгон, или так называемый «черный
соляр») собирается в нижней части сепаратора 14,
откуда центробежным (или поршневым) насосом
отводится через холодильник в сборник топлива.
Черный соляр используется в качестве компонента
топочного мазута. В испарителе 10 накапливается
окисленный битум. С низа испарителя 10 битум
забирается поршневым насосом 9 и подается в качестве
рециркулята в смеситель 5. Коэффициент
рециркуляции зависит от марки получаемого товарного
битума. Избыток окисленного битума забирается
поршневым насосом 12 и направляется через
аппарат воздушного охлаждения 13 в приемники битума
(битумораздаточники).
Г^~
Is
Гудрон
W
Топливо'
*- Битум
Jy Черный
v' > соляр
107

Для повышения адгезионных свойств дорожных
битумов предусматривается ввод до 5 % (масс.)
поверхностно-активных веществ в поток готового
продукта после холодильника (на схеме не
показано). Для защиты окружающей среды
предусмотрена печь для дожига несконденсированных
газообразных продуктов окисления, применяются
аппараты воздушного охлаждения.
Технологический режим установки:
Температура, °С
сырья на выходе из змеевика печи 260—270
продуктов реакции на выходе из реактора 270—275
битума после холодильника 170—200
Коэффициент рециркуляции (по массе) (3—8) : 1
Давление избыточное, МПа . .
сжатого воздуха 0,7—0,8
на входе в реактор 0,6—0,7
в испарителе 0,15—0,20
Продолжительность пребывания смеси в
реакционной зоне, мин 15—30
Линейная скорость движения смеси в змеевике
реактора, м/с 6—8
Допустимая скорость движения паров, м/с, не
более
в свободном сечении испарителя 0,12
в сепараторе 0,3
Объем реакционной зоны для 1 т/ч гудрона (в
зависимости от природы сырья и марки битума,
глубины окисления), м3/(т-ч) 0,3—1,1
Содержание кислорода в газообразных продуктах
окисления, % (масс.) 0.2—4,0
Технологическая схема производстеа технического
углерода термическим разложением и гранулирования
«мокрым» способом
Процесс предназначен для получения
технического углерода марок ПМ-50, ПМ-75 и ПМ-100
путем термического разложения углеводородов при
неполном турбулентном горении. Эти марки
технического углерода в основном применяют при
изготовлении шин и резиновых технических изделий.
В качестве сырья используют смеси жидких
продуктов нефтяного (60—70 % об.) и
каменноугольного (30—40 % об.) происхождения. Из
продуктов нефтепереработки наиболее широко
применяют термогазойль, зеленое масло, экстракты
газойлей каталитического крекинга, а из продуктов
коксохимии — антраценовое масло, хризеновую
фракцию и пековый дистиллят. Сырье представляет
собой углеводородные фракции, выкипающие при
температуре выше 200 °С и содержащие
значительное количество ароматических углеводородов (60—
90 % масс). Применяемое сырье в соответствии с
требованиями стандартов контролируется по
следующим показателям: плотность, индекс корреляции,
показатель преломления, вязкость, содержание серы,
влаги и механических примесей, коксуемость.
Целевым продуктом процесса является
технический углерод—порошкообразное вещество,
состоящее из субмикроскопических углеродных частиц
близкой к сферической формы (размером от 9 до
600 нм), которые связаны в более или менее
разветвленные цепочки (структуры). Выход технического
Ban. U
РИС. ХП-3. Технологическая установка производства технического углерода
/ — алагоиспаритель; 2 — пеноотделитель; 3 — центробежный насос; 4 — беспламенный подогреватель; 5, 11, 18, 24, 32 — фильтры; 6 —
вентиляторы; 13 — калорифер; 15 — инерционный сепаратор; 16 — микроизмельчитель; 20 — бункер-уплотнитель; 21 — смесители-грану-
108

углерода в зависимости от качества используемого
сырья изменяется в пределах 42—47, 49—54 и 56—
60 % (масс.) на сырье соответственно для марок
ПМ-100, ПМ-75 и ПМ-50.
Помимо технического углерода в процессе
образуются отходящие газы, состоящие из 10—16 %
(об.) оксида углерода, 4—7 % (об.) диоксида
углерода; 10—14 % (об.) водорода; до 0,4 % (об.)
кислорода; до 1,0 % (об.) метана и высших углеводородов
и до 69—72 % (об.) азота.
Установка состоит из следующих основных
отделений: подготовки сырья, реакторного,
улавливания, грануляции, складирования и утилизации
отходов. В отделении подготовки сырья происходит
прием, хранение, приготовление рабочих смесей,
обезвоживание, очистка от механических примесей,
нагрев до необходимой температуры и подача
присадки в сырье (аппараты: центробежные насосы,
паровые нагреватели, влагоиспаритель с пеноотде-
лителем, печь и фильтр). В реакторном отделении
происходит разложение сырья в
высокотемпературном потоке продуктов сгорания с образованием
технического углерода, а также охлаждение сажега-
зовой смеси (аппараты: реактор,
воздухоподогреватель, коллектор, холодильник-ороситель). В
отделении улавливания выделяется технический углерод
из газообразных продуктов реакции (аппараты:
циклоны, рукавные фильтры, калорифер,
вентиляторы). В отделении грануляции происходит очистка
технического углерода от посторонних включений,
его уплотнение и гранулирование (аппараты: сме-
ситель-гранулятор, сушильный барабан, элеватор,
конвейер, сепаратор). Технологическая схема
установки представлена на рис. ХП-3.
Подогретое до 80 °С сырье из резервуара
центробежным насосом подается в паровой
подогреватель, где оно подогревается до 100—120 °С. Далее
сырье поступает во влагоиспаритель /, который
соединен с пеноотделителем 2, сообщающимся с
атмосферой. Пары воды удаляются в атмосферу, а
увлеченное пеной сырье периодически возвращается
во влагоиспаритель. Обезвоженное сырье насосом 3
подается в беспламенный подогреватель 4 и, нагретый
до 270—320 °С, направляется в фильтр тонкой
очистки сырья 5. Подогретое и очищенное сырье
направляется к сырьевым форсункам реактора 6.
На одном технологическом потоке установлено
восемь циклонных реакторов производительностью
до 500 кг/ч по сырью, из которых в работе находятся
5—7 реакторов, остальные в резерве или в ремонте.
В настоящее время получили распространение
реакторы мощностью до 1500 кг/ч, и в этом случае
на потоке устанавливают три реактора, два из
которых функционируют.
Сырье по кольцевому трубопроводу с
ответвлениями вводится в каждый реактор, а его избыток
по трубопроводу возвращается во влагоиспаритель /.
Для создания рабочей температуры в реактор
подают природный газ и предварительно подогретый
в воздухоподогревателе 7 воздух на горение. При
впрыскивании сырья в высокотемпературный поток
продуктов сгорания топлива в результате термиче-
В атмосферу
из ап. ю
В ап. 10
из ап. 13
Вода
Связующее
23 *~
Технический,
углерод
Топливо
Воздух (н. д.)
ЛЛАМ \_
термическим разложением и гранулирования «мокрым» способом:
шклонный реактор; 7 — воздухоподогреватель; S — коллектор; 9 — холодильник-ороситель; 10, 17, 31 — циклоны- 12 14 to it in
гяторы; 22 -смеситель; 25 - сушкльный барабан; 26 - элеватор; 27 - весоизмеритель; 28 - ленточный конвейер; ' 29, 33Г-бункеры^
109

ского разложения образуется технический углерод
(сажа). Процесс сажеобразования длится доли
секунды, и для предотвращения вторичных процессов
в соответствующую по длине реактора точку (в
зависимости от марки получаемого продукта) подается
форсунками химически очищенная вода.
Охлажденная сажегазовая смесь из реактора 6 через
воздухоподогреватель 7 по коллектору 8 (сборник для всех
реакторов потока) поступает в
холодильник-ороситель 9. При сушке футеровки или в случае аварийной
ситуации газы направляют на установку дожита
или в котельную.
Сажегазовая смесь с температурой до 280 °С
поступает в четыре последовательно установленных
циклона 10, где улавливается до 90—95 % (масс.)
технического углерода; остальная часть доулавли-
вается в восьмисекционных рукавных фильтрах 11.
Часть очищенных газов вентилятором 12
возвращается в систему фильтров для продувки, а основная
масса вентилятором подается на дожиг или в
котельную. Технический углерод из бункеров
рукавного фильтра // через шлюзовые затворы поступает
в систему рециркуляционного пневмотранспорта,
а затем вентилятором подается во второй циклон.
Это осуществляется для предотвращения попадания
воздуха в фильтр.
Из циклонов 10 технический углерод
вентилятором 14 подается на гранулирование.
Пневмотранспорт осуществляется подогретым в калорифере 13
воздухом или отходящим газом производства. В
системе пневмотранспорта установлены инерционный
сепаратор 15 и микроизмельчитель 16 для очистки
технического углерода от посторонних включений
и измельчения спекшихся углеродных частиц.
Из системы пневмотранспорта технический
углерод улавливается циклонами 17, а воздух доочи-
щается от остатков частиц углерода в рукавном
фильтре 18. Из фильтра очищенный воздух
выбрасывается в атмосферу вентилятором 19, а
технический углерод из аппаратов 17 и 18 через шлюзовые
затворы шнековыми транспортерами подается в
бункер-уплотнитель 20, где освобождается от воздуха
и уплотняется. Из аппарата 20 через шлюзовый
затвор технический углерод поступает в один из
двух смесителей-грануляторов 21, куда одновременно
подается вода или связующий раствор,
подготовленный в смесителе 22. В смеситель направляют также
подогретую воду и связующее из приемника с
помощью дозирующего насоса.
При смешении водного раствора связующего
с техническим углеродом образуются влажные
гранулы, которые из аппарата 21 направляются во
вращающийся сушильный барабан 25, обогреваемый
дымовыми газами. Часть этих газов просасывается
из сушильной камеры в барабан, откуда
вентилятором 23 направляется в рукавный фильтр 24,
где газы очищаются и далее вентилятором
выводятся в атмосферу. Технический углерод из
фильтра 24 через шлюзовые затворы и винтовой
конвейер поступает в уравнительный
бункер-уплотнитель 20.
Гранулированный продукт из сушильного
барабана 25 элеватором 26 направляется на весоизмери-
тель 27. Отсюда он транспортируется ленточным
конвейером 28 через магнитный сепаратор в
бункер 33 надрельсового склада и далее грузится в
вагоны-хопперы или развешивается упаковочной
машиной в специальные мешки.
Некондиционная продукция через бункер 29
вентилятором 30 подается в циклон 31. Воздух из
циклона 31 для очистки от частиц углерода поступает
в рукавный фильтр аспирации 32 и вентилятором
выводится в атмосферу. Углерод из аппаратов 31
и 32 по винтовым конвейерам возвращается в
бункер-уплотнитель 20.
Технологическое и транспортное оборудование
отделения грануляции находится под разрежением.
Аспирационный воздух, отсасываемый специальным
вентилятором от весоизмерителя, винтовых и
ленточного конвейеров, бункеров готовой продукции
и некондиционного технического углерода,
упаковочного полуавтомата, подается в циклон аспирации
и рукавный фильтр. Углерод, уловленный в этих
аппаратах, направляется в бункер 20.
Технологический режим установки при
получении технического углерода различных марок:
Нагрузка по сырью, т/ч
ПМ-50
0,9—1,0
ПМ-75
0,7—0,8
ПМ-100
0,5—0,'i
Расход на 1 кг сырья
воды на
охлаждение, кг
топливного гам, м3
воздух на
распыление сырья, м3 . .
Температура, JC
сырья
в зоне реакции . .
сажегазовой смеси
на входе в
воздухоподогреватель . .
то же, в рукавный
фильтр
воздуха в камеру
горения
воздуха на
распыление сырья . . .
Давление, МПа
сырья
воздуха на
распыление сырья . .
газа
воздуха на горение
воды
сажегазовой смеси в
реакторе 0,012
1,6—1,8 2,1—2,4 3.3-3,6
0,15—0,17 0,26—0,30 0,37—0,44
0,50—0,56 0,44—0.50 0,50—0,60
270—320 270—320 270—320
1300—1320 1450—1470 1530—1550
650—700
До 210
300—400
250—300
0,8-1,2
0,6
0,25
0,06
1,8-2,0
650—700
До 210
300—400
250—300
0,8-1,2
0,6
0,25
0,06
1,8—2,0
650—700
До 210
300—400
250—300
0,8-1,2
0,6
0,25
0,06
1,8-2,0
0,012
0,012
Высокодисперсный технический углерод можно
гранулировать сухим методом, т. е. без
использования связующего.
Характеристика сырья для производства
технического углерода:
Показатели
Плотность при 20 СС,
кг/м3
Показатель
преломления, при 20 °С
Вязкость
кинематическая, мм2/'с
при 50 СС
при 100 °С
Коксуемое!ь по Кои-
радсону, % (масс)
Молекулярная масса
Фракционный
состав, °С
и. к.
20 %
50 %
90%
к. к.
Термо-
газойль
1015
1,5875
10,17
2,35
1,47
230
210
312
360
420
485
Экстракт

каталитического
газойля
1012
1,5842
16,07
2,47
0,77
228
270
330
350
395
425

Антраценовое
масло
1073
1,6762
7,52
2,85
0,79
175
220
305
340
430
480

«Заводская
композиция»
1023
1,6049
10,91
2,15
1,07
214
185'
238
290
394
460
ПО

Продолжение
Продолжение
Температура
застывания, 'С
Содержание, ','«
(масс.)
механических
примесей
золы
влаги
Групповой состав, %
(масс.)
парафипо-нафте-
новые
ароматические
легкие
средние
тяжелые
смолистые
вещества
Элементный состав,
% (масс.)
углерод
водород
сера
азот-[-кислород
Индекс корреляции

Термогазойль
10
0,004
0,008
0,012
22,0
75,5
5,2
13,3
57,0
2,5
87,3
9,2
2,9
0,6
101
Экстракт

каталитического
газойля
—5
0,003
0,01
0,01
12,0
82,5
3,0
19,4
60,1
5,5
89,4
9,2
1,1
0,3
99

Антраценовое
масло
43
0,019
0,029
1,00
2,0
88,3
1,4
2,5
84,4
9,7
90,6
6,4
0,5
2,5
!46

«Заводская
композиция»
13
0,0
0,П09
0,82
7,0
86,8
3,1
7,3
76,4
6,2
90,2
8,0
1,4
0,4
114
Физико-химические свойства технического угле^
рода:
Показатели
Удельная поверхность, м'2/г
геометрическая
адсорбционная
Абсорбция дибутилфталата
(масляное число), мл/100 г
рН водной суспензии
Зольность, % (масс.)
Содержание, % (масс.)
серы
остатка после просева через
сито с сеткой
0045 К
014 К
05 К
пыли в гранулированном
техническом углероде
Сопротивление гранул
истиранию, %
Насыпная плотность
гранулированного технического
углерода, г/1000 см3
ПМ-50
53
—
99
8,2
0,22
0,83
0,08
0,012
0,0008
5
90
335
ПМ-75
78
82
98
7,8
0,25
0,89
0,07
0,016
0,0005
6
92
340
пм-юо
98
112
99
8,5
0,28
0,95
0,09
0,017
0,0006
7
94
338
Установка производства серы из технического
сероводорода
На нефтеперерабатывающих заводах серу
получают из технического сероводорода. На
отечественных НПЗ сероводород в основном выделяют с
помощью 15 %-ного водного раствора моноэтаноламина
из соответствующих потоков с установок
гидроочистки и гидрокрекинга. Блоки регенерации
сероводорода из насыщенных растворов моноэтаноламина
монтируют на установках гидроочистки дизельного
топлива, керосина или бензина, гидрокрекинга или
непосредственно на установках производства серы,
куда собирают растворы моноэтаноламина,
содержащие сероводород, с большой группы установок.
Регенерированный моноэтаноламин возвращается на
установки гидроочистки, где вновь используется для
извлечения сероводорода.
На установках производства серы, построенных
по проектам института «Гипрогазоочистка»,
используют сероводородсодержащий газ, в котором не
менее 83,8 % (об.) сероводорода. Содержание
углеводородных газов в сырье должно быть не более
1,64 % (об.), паров воды (при 40 °С и 0,05 МПа)
не более 5 % (об.) п диоксида углерода не более
4,56 % (об.).
На установках вырабатывают
высококачественную серу с ее содержанием по ГОСТ 127—76 не менее
99,98 % (масс); другие сорта содержат серу не менее
99,0 и 99,85 % (масс). Выход серы от ее
потенциального содержания в сероводороде составляет 92 —
94 % (масс). С увеличением концентрации
сероводорода в сырье, например до 90 % (об.), выход
серы от потенциала увеличивается до 95—96 %
(масс).
Основные стадии процесса производства серы из
технического сероводорода: термическое окисление
сероводорода кислородом воздуха с получением серы
и диоксида серы; взаимодействие диоксида серы
с сероводородом в реакторах (конверторах),
загруженных катализатором.
Процесс термического окисления протекает в
основной топке, смонтированной в одном агрегате
с котлом-утилизатором.
Смешение и нагрев сероводорода и диоксида серы
осуществляется во вспомогательных топках.
Каталитическое производство серы обычно проводят в две
ступени. Как и термическое, каталитическое
производство серы осуществляется при небольшом
избыточном давлении. Технологическая схема установки
производства серы по проекту института
«Гипрогазоочистка» приведена на рисунке XI1-4.
Сырье — сероводородсодержащий газ
(технический сероводород) — освобождается от увлеченного
моноэтаноламина и воды в приемнике / и нагревается
до" 45—50 °С в пароподогревателе 2. Затем 89%
(масс.) от общего количества сероводородсодержа-
щего газа вводится через направляющую форсунку
в основную топку 4. Через ту же форсунку
воздуходувкой 5 в топку подается воздух. Расход сырья
и заданное объемное соотношение воздух : газ,
равное (2—3) : 1, поддерживаются автоматически.
Температура на выходе технологического газа из
основной топки измеряется термопарой или пирометром.
Затем газ охлаждается последовательно внутри
первого, а затем второго конвективного пучка котла-
утилизатора основной топки. Конденсат (химически
очищенная вода) поступает в котел-утилизатор из
деаэратора 3, с верха которого отводится
полученный водяной пар. В котле-утилизаторе основной
топки вырабатывается пар с давлением 0,4—0,5 МПа.
Этот пар используется в пароспутниках
трубопроводов установки. В трубопроводах, по которым
транспортируется сера, а также в хранилище жидкой
серы поддерживается температура 130—150 °С.
Сконденсированная в котле-утилизаторе сера через
гидравлический затвор 7 стекает в подземное
хранилище 20. Обогащенный диоксидом серы
технологический газ из котла-утилизатора направляется в
камеру смешения вспомогательной топки I
каталитической ступени 11. В камеру сжигания топки
поступает сероводородсодержащий газ (<=» 6 % масс
общего количества) и воздух от воздуходувки 5.
111

Объемное соотношение воздух : газ, равное
(2—3):1, здесь также поддерживается
автоматически.
Смесь продуктов сгорания из камеры
смешения вспомогательной топки 11
поступает сверху вниз в вертикальный
реактор (конвертор) I ступени 8. В реакторе
на перфорированную решетку загружен
катализатор— активный оксид алюминия. По
мере прохождения катализатора
температура газа возрастает, что ограничивает
высоту слоя, так как с повышением
температуры возрастает вероятность дезактивации
катализатора. Технологический газ из
реактора 8 направляется в отдельную секцию
конденсатора-генератора 10.
Сконденсированная сера стекает через гидравлический
затвор 9 в подземное хранилище серы 20,
а газ направляется в камеру смешения
вспомогательной топки II каталитической
ступени 14. Выработанный в конденсаторе-
генераторе пар давлением 0,5 или 1,2 МПа
используется на установке либо отводится
в заводской паропровод. В камеру
сжигания топки 14 поступает сероводородсодер-
жащий газ (5 % масс, общего количества)
и воздух от воздуходувки 5 (в объемном
соотношении 1 : 2 н-3). Смесь продуктов
сгорания сероводородсодержащего и
технологического газов из камеры смешения
вспомогательной топки 14 поступает в
реактор (конвертор) II ступени 16, в который
также загружен активный оксид алюминия.
Из реактора газ поступает во вторую
секцию конденсатора-генератора 10, где сера
конденсируется и стекает в подземное
хранилище 20 через гидравлический затвор 17.
Технологический газ проходит сероуловитель 15,
в котором механически унесенные капли серы
задерживаются слоем насадки из керамических
колец. Сера через гидравлический затвор 18 стекает
в хранилище 20. Газ направляется в печь дожи-
га 12, где нагревается до 580—600 °С за счет
сжигания топливного газа. Воздух для горения
топлива и дожита остатков сероводорода до диоксида
серы инжектируется топливным газом за счет тяги
дымовой трубы 13.
Жидкая сера из подземного хранилища 20
откачивается насосом 19 на открытый склад комовой серы,
где она застывает и хранится до погрузки в
железнодорожные вагоны. Иногда жидкую серу пропускают
через специальный барабан, на котором в результате
быстрого охлаждения получают чешуйчатую серу;
затем ее сливают в вагоны.
Технологический режим установки производства
серы:
СеровоЗороЗ
Топливо
ба; 15
360—760
Количество сероводородсодержащего газа,
поступающего на установку, м3/ч ."
Давление избыточное, МПа
сероводородсодержащего газа, подаваемого к
топкам 0,04—0,05
воздуха от воздуходувок 0,05—0,06
в топках ...".," 0,03—0,05
в деаэраторе 0,4—0,5
Температура газа, °С
в основной топке 1100—1300
на выходе из котла-утилиэатора 155—!65
па входе в реакторы (конверторы) 230—250
на выходе из реактора I ступени 290—310
на выходе из реактора II ступени 240—260
РИС. XII-4. Технологическая схема установки производства серы из
технического сероводорода:
/ — приемник; 2 — паровой подогреватель; 3 — деаэратор; 4, 11, 14 — топкн;
5 — воздуходувка; 6— фильтр; 7, 9, 17, 18 — гидравлические затворы; 3, 16 —
реакторы; 10 — конденсатор-генератор; 12 — печь дожита; 13 — дымовая тру-
сероуловитель; 19 — насос; 20 — хранилище серы; 21 — регуляторы
расхода с блоками^соотношения воздух: сырье.
газа на выходе из конденсатора-генератора 140—160
в сероуловителе 150
на выходе из печи дожита 580—650
Разрежение в дымоходе, Па 390—490
Содержание в дымовых газах, не более, % (об.)
кислорода 4,5—6
диоксида серы 1.45
сероводорода Отсутствие
Сера широко применяется в народном хозяйстве —
в производстве серной кислоты, красителей, спичек,
в качестве вулканизующего агента в резиновой
промышленности и др. Использование серы высокой
степени чистоты предопределяет и высокое качество
получаемой продукции. Наличие в сероводородсо-
держащем газе углеводородов и их неполное
сгорание приводят к образованию углерода, при этом
качество серы ухудшается, снижается выход.
Анализ состава технологических газов на
различных стадиях производства серы позволяет
корректировать распределение сероводородсодержащего
газа по топкам, соотношение кислорода и сырья на
входе в топки. Так, увеличение доли диоксида серы
в дымовых газах после печи дожига выше 1,45 %
(об.) свидетельствует о повышенном содержании не-
прореагировавшего сероводорода в процессе
получения серы. В этом случае корректируют расход
воздуха в основную топку, либо перераспределяют серо-
водородсодержащий газ по топкам.
Важнейшим условием бесперебойной работы
установки является поддержание температуры 130—
150 °С жидкой серы в трубопроводах, аппаратуре,
в подземном хранилище. При плавлении сера пре-
112

вращается в подвижную желтую жидкость, но при
160 °С буреет, а при температуре около 190 °С
превращается в вязкую темно-коричневую массу, и
лишь при дальнейшем нагреве вязкость серы
уменьшается.
Установка производства серной кислоты
из сероводорода
На нефтеперерабатывающих заводах серную
кислоту получают из технического сероводорода. По
типовому проекту «Гипрохим» сырье — сероводо-
родсодержащий газ —должно содержать не менее
84 % (об.) сероводорода; допускается содержание
углеводородов не более 2,5 % (об.) и азота, диоксида
углерода и др. не более 13,5 % (об.). На установке
вырабатывается серная кислота по ГОСТ 2184—77:
улучшенная с содержанием моногидрата H2S04
92,5—94 % (масс.) или техническая с содержанием
моногидрата H2S04 не менее 92,5 % (масс). Обычно
на НПЗ для производства серной кислоты используют
метод мокрого катализа.
Основные стадии процесса следующие: получение
диоксида серы в результате сжигания в топке
сероводородного газа; охлаждение полученного диоксида
углерода в котле-утилизаторе с получением водяного
пара; окисление диоксида серы до триоксида в
контактном аппарате, загруженном ванадиевым
катализатором; конденсация триоксида серы и паров
воды с образованием серной кислоты; улавливание
тумана и капель серной кислоты в электрофильтре.
Технологическая схема установки представлена на
рис. ХП-5.
Сероводородсодержащий газ отстаивается от воды
и увлеченного моноэтаноламина в приемнике-влаго-
отделителе / и через форсунку поступает в печь 2.
Через ту же форсунку воздуходувкой 4 в печь
подается воздух в объемном соотношении к сырью,
равном (8—12) : 1. Продукты сгорания сырья по
газоходам котла-утилизатора 9, в котором диоксид
углерода охлаждается, направляются в контактный
аппарат 3. Выработанный в котле-утилизаторе водяной
пар отводится через деаэратор 10. Концентрация
диоксида серы в газе на выходе из топки печи
контролируется и корректируется по показаниям
анализатора //.
Газ вводится в контактный аппарат сверху и
через распределительные решетки и смесители
последовательно проходит четыре слоя контактной
массы. Для снятия тепла, выделяемого при
окислении диоксида серы, воздуходувкой 4 через пневмо-
заслонки регуляторов температуры в контактный
аппарат (на вход и перед каждым слоем
катализатора) подается холодный воздух. Из аппарата 3 газ
поступает под колосниковую решетку в нижнюю
часть башни-конденсатора 7. На верх башни
насосом 15 в качестве орошения подается холодная
серная кислота, которая вводится из напорного бачка 8
через устройства, равномерно распределяющие
кислоту по сечению башни-конденсатора.
Сконденсированная в башне серная кислота через
холодильник 6 выводится в сборник 14, откуда балансовый
избыток кислоты отводится в резервуары готовой
продукции.
Несконденсированный газ из
башни-конденсатора 7 по футерованному газоходу через
гидравлический затвор 12 поступает в мокрые электрофильтры
13. Последние предназначены для улавливания из
'Сероводород i j
16 '
Воздух
Я
ЩЩ г€
/
--ф
I — ■ ■
.. s , .6
г
1S
21
Серная кислота
РИС. ХП-5. Технологическая схема установки производства
серной кислоты из технического сероводорода:
1 — приемник-влагоотделитель; 2 — печь; 3 — контактный аппарат;
4 — воздуходувка; 5 — фильтр; 5 — холодильники; 7 —
башня-конденсатор; 8 — напорный бачок; 9 —котел-утилизатор;
10—деаэратор; It — анализатор; 12 — гидравлический затвор; 13 —
электрофильтр; 14 — сборник; 15 — насос; 16 — регулятор давления; 17 —
регулятор расхода; 18, 19 — регуляторы температуры; 20 — регулятор
расхода с коррекцией по температуре; 21 — регулятор уровня.
газов тумана серной кислоты концентрацией 93—
94 % (масс). Гидравлический затвор может также
служить брызгоуловителем. Очищенный газ
выводится в атмосферу. Для первоначального прогрева
катализатора в контактном аппарате используют
пусковой подогреватель (на схеме не показан), в
котором воздух нагревается за счет сжигания топливного
газа.
Технологический режим установки производства
серной кислоты:
Количество сероводородсодержащего газа,
поступающего на установку, м3/ч 800—1600
Температура газа, °С
на выходе из печи 1000
на выходе из котла-утилизатора 500—550
на входе в контактный аппарат 440—480
на выходе из I слоя контактного аппарата 580
на входе во II слой 435—460
на выходе из II слоя 515—545
на входе в III слой 430—450
на выходе из III слоя 460 470
на входе в IV слой 425—430
на выходе из контактного аппарата .... 400—440
на выходе из башни-конденсатра 50—60
на входе в электрофильтры 40—60
пара на выходе из котла-утилизатора . . . 380—430
Температура серной кислоты, °С
подаваемой на орошение в башню-конде.нса-
тс-Р 45—50
на выходе из башни-конденсатора 60—70
Температура воздуха после пускового
подогревателя, °С . . . '. 450—500
72 Т
Под ред. Б. И. Бондаренко
из

Давление избыточное, МПа
сероводородсодержащего газа, подаваемого в
печь 0,02—0,04
газа на входе в котел-утилизатор 0,01—0,02
воздуха на входе в печь и контактный аппарат 0,04—0.06
в барабане котла-утилизатора 3,5—3,9
пара на выходе из редуцирующего
устройства ' 1-1,2
Содержание S02 в газе на выходе из котла-угили-
затора, % (об.) 6—10
Концентрация кислоты после башии-копденсатора,
% (об.) Не менее
92,5
Содержание тумана серной кислоты в газе после
электрофильтров, мг л Не более
0,05
Серная кислота широко применяется в народном
хозяйстве для производства минеральных
удобрений, фосфорной, борной, соляной и других кислот,
получения красителей, лекарственных веществ,
в цветной металлургии, в бумажной
промышленности и т. д.
В нефтеперерабатывающей промышленности
олеум (раствор триоксида серы S03 в серной кислоте)
используют для доочистки н-парафинов от
ароматических углеводородов, очистки нефтепродуктов от
сернистых и непредельных органических соединений.
Сжигание сероводородсодержащего газа при производстве
серной кислоты обычно осуществляют с заметным избытком
воздуха по сравнению со стехиометрическими коэффициентами
уравнения реакции получения диоксида серы. При нормальной
эксплуатации установки в контактные аппараты подают газ,
содержащий 6—8 % (об.) S02 и 11 —12 % (об.) 02, что достигается
подачей в топку 8—10-кратного избытка воздуха по отношению
к сероводороду. В качестве катализатора в контактных аппаратах
используют сульфованадат-диатомовую массу. При изготовлении
в нее вводят пиросульфат калия, образующий с пятиокисью
ванадия активный комплекс Va03-K2S20,. При прокаливании
катализатора (500—700 СС) активный комплекс частично
разрушается, поэтому после загрузки массу донасыщают при низкой
концентрации диоксида серы (до 3,5 % об.), затем концентрацию
диоксида серы увеличивают до 6—10 % (об.).
При температуре ниже 400 °С степень окисления диоксида
серы близка к 100 %, однако при этом скорость реакции даже
в присутствии катализатора очень мала. Температура, при
которой начинается каталитическая реакция окисления диоксида
серы в триоксид, это — температура зажигания контактной массы
(для данного катализатора составляет 440 °С); при меньшей
температуре активность катализатора резко падает. С увеличением
кислорода в газе температура зажигания несколько снижается.
В связи с обогащением газа кислородом по мере прохождения
слоев катализатора (за счет подачи воздуха на охлаждение)
температура газа на входе в IV слой может быть снижена до
425 °С. Максимальная температура газа на выходе из слоя
контактной массы не должна превышать 580—600 °С во избежание
спекания массы и потери ее активности.
Конденсация серной кислоты в башне-конденсаторе
протекает на поверхности насадки и в объеме газа. Конденсация на
поверхности насадки происходит лишь в нижней части башни.
Около 35 % (масс.) серной кислоты конденсируется в объеме,
при этом пары превращаются в капли жидкости, переходят в
туман и уносятся потоком газа. Конденсация серной кислоты
начинается при 275 °С и заканчивается при 150 °С. Улавливание
тумана серной кислоты осуществляется в мокрых вертикальных
электрофильтрах.
Давление пара в котле-утилизаторе поддерживается
достаточно высоким, чтобы температура теплообменных поверхностей
котла была выше точки росы серной кислоты (275 °С).
Трубы холодильника, в котором охлаждается кислота,
орошаются водой, которая отводится в сеть оборотной воды. Для
предупреждения попадания подкисленных вод в канализацию
предусматривается станция нейтрализации кислых сточных вод.
При образовании течи в трубах холодильника или фланцевых
соединениях кислота может попасть в воду. В этом случае
срабатывает датчик кислотности, клапан перекрывает сброс воды
в оборотную систему, вода направляется в специальный сборник,
куда для нейтрализации кислоты подается раствор щелочи. На
установке предусматривается сухая уборка территории; в
случае розлива кислоту нейтрализуют содой, засыпают песком и
убирают.
Глаза XIII
Очистка нефтепродуктов растворами щелочи
В настоящее время очистку растворами щелочи
применяют для удаления сероводорода, диоксида
углерода, низших меркаптанов, нефтяных кислот,
кислых продуктов после сернокислотной очистки
и других нежелательных примесей из
нефтепродуктов. Щелочной очистке подвергают углеводородные
газы, бензиновые, керосиновые, реже дизельные и
масляные дистилляты.
Взаимодействуя с раствором гидроксида натрия,
сероводород образует: при и збытке щелочи
—сульфид натрия Na2S, при недостатке щелочи — сульфит
натрия NaSH (растворимость последнего в растворе
щелочи выше растворимости сульфида натрия).
Меркаптаны, реагируя с гидроксидом натрия,
превращаются в меркаптиды, причем реакция эта
обратима вследствие гидролиза меркаптидов,
который можно уменьшить повышением концентрации
раствора щелочи и снижением температуры очистки.
Нужно учитывать и то обстоятельство, что с
увеличением молекулярной массы меркаптанов их
растворимость в растворе щелочи понижается, т. е.
степень извлечения уменьшается. Например,
степень извлечения w-бутилмеркаптана на 35 % меньше,
чем этилмеркаптана. В присутствии кислорода
воздуха меркаптаны окисляются до дисульфидов; при
продолжительном контакте образуются сульфокис-
лоты, в присутствии диоксида углерода — тиокар-
боновые кислоты, хорошо растворимые в
нефтепродуктах.
Нафтеновые кислоты с гидроксидом натрия
образуют соответствующие соли, часть из них гидроли-
зуется. Гидролиз солей уменьшается с увеличением
концентрации раствора щелочи и понижением
температуры, т. е. в условиях, способствующих
образованию стойких эмульсий.
Сульфокйслоты, кислые и особенно средние эфиры
серной кислоты при обработке их растворами щелочи
довольно легко гидролизуются с образованием
соответствующих солей или спиртов и серной кислоты.
Этим реакциям способствуют повышение
температуры до 60—70 °С и уменьшение концентрации
раствора щелочи.
Очистка углеводородных газов
Щелочная очистка углеводородных газов
предназначена для извлечения меркаптанов и частично
диоксида углерода. В условиях равновесия диоксид
углерода вытесняет меркаптаны из раствора. Однако
при концентрации С02 более 0,1 % (об.) скорость
114

Очищенный
газ
-£Н
Д
Конденсат
У
13-
очистки^**--
очистку
Y i
Л" (к
• ' W N.
&
ilJA:
^
Топливный газ
. An
Zg щело"',
Раствор
ел очи
hi
со2
/70/э
Ч-/
&±_
/7
Воздух
т
Раствор
щелочи
РИС. XII1-1. Схема щелочной очистки газов с многократной циркуляцией раствора щелочи:
- теплообменник; 10 — паровой подогреватель; 11, 15 — сборники; 12, 14 — холодильники; 13 — абсорбер; 16
колонна; 17 — отдувочная колонна.
отпарная
абсорбции лимитируется процессами массопередачи
в жидкой фазе. Подбирая условия абсорбции, можно
достичь 95 %-ной степени извлечения меркаптанов
и 35—38 %-ной —диоксида углерода. Для более
полного извлечения С02 требуется больший расход
раствора щелочи. Оптимальные условия абсорбции
меркаптанов достигаются при максимальной
скорости прохождения газа, которая в колонных
аппаратах держится на уровне 0,3—0,4 м/с (во избежание
уноса капелек жидкости). Давление обычно 0,98 МПа.
Как правило, берется 7—8-кратное количество
раствора щелочи по сравнению с равновесным
количеством меркаптанов. Первоначальная
концентрация раствора щелочи —около 20 % (масс), однако
при содержании диоксида углерода более 0,1 % (об.)
концентрацию раствора берут меньше (во избежание
потерь щелочи). Концентрацию отработанного
раствора щелочи принимают равной 1,5 % (масс).
В результате общий расход щелочи не превышает
1—3 кг на 1000 м3 газа, содержание меркаптанов
в газе при этом сокращается с 12 до 0,5 мгм3.
Температура процесса определяется температурой
входящего газа, но не должна быть ниже 5 °С, так как
образующийся карбонат натрия при взаимодействии
диоксида углерода с гидроксидом натрия при
низких температурах плохо растворим и может забивать
низ аппарата. Концентрация карбоната натрия (соды)
в выходящем с низа абсорбера отработанном растворе
щелочи не должна превышать 7 % (масс).
Процесс щелочной очистки газов является
экономичным. Однако при высоких концентрациях в газе
сероводорода и диоксида углерода (>0,3 %) перед
щелочной очисткой следует использовать очистку
раствором моноэтаноламина. Сухой газ и пропан-
пропиленовая фракция на промышленных
установках ЦГФУ и АГФУ, газы регенерации на
установках гидроочистки и пирогаз на установке ЭП-300
предварительно очищаются от сероводорода и
частично от диоксида углерода раствором
моноэтаноламина, затем подвергаются доочистке щелочью от
меркаптанов и диоксида углерода. Расход гидрок-
сида натрия при этом не превышает 0,16 кг на 1000 м3
газа.
Технологическая схема щелочной очистки газа
от меркаптанов мало отличается от схемы очистки
моноэтаноламином, только регенерация раствора
щелочи проводится открытым водяным паром или
продувкой горячим воздухом, или последовательно
тем и другим. В случае очистки газов от диоксида
углерода равновесное давление газа над
абсорбентом равно нулю, что позволяет осуществлять
многократную циркуляцию абсорбента с выводом части
его из системы и дозированием свежего. Такая схема
щелочной доочистки газов пиролиза, используемая
в этиленовом производстве на установке ЭП-300,
приведена на рис. XIII-1. Газ после IV ступени
турбокомпрессора (с установки ЭП-300) при давлении
2 МПа проходит моноэтаноламиновую очистку и при
том же давлении с температурой 20—40 °С поступает
в нижнюю часть абсорбера 13. Абсорбер снабжен
24 колпачковыми или клапанными тарелками. Через
каждые 4 тарелки насосами /—5 осуществляется
циркуляция раствора щелочи, что снижает ее общий
расход. Часть раствора щелочи с низа абсорбера
насосом 2 подается в промежуточный сборник 15,
откуда насосом 7 направляется в колонну 16 для
регенерации водяным паром. Свежий 12 %-ный раствор
щелочи дозировочным насосом 6 подается в линию
нагнетания циркуляционного насоса 4. В верхней
части колонны устанавливаются три-четыре
промывочные тарелки; на них подается водяной конденсат,
что позволяет устранить постепенную забивку
трубопроводов на выходе газа раствором щелочи и содой.
При наличии в газе высших углеводородов
возможно образование продуктов их омыления, что
ведет к вспениванию раствора. Во избежание этого
температуру раствора поддерживают на 3—5 °С
выше температуры газа (что способствует
растворению примесей). Температура раствора регулируется
с помощью парового подогревателя 10 и
теплообменника 9.
Очищенный газ, выходящий с верха абсорбера,
охлаждается в водяном холодильнике 12 и поступает
в промежуточный сборник // для отделения
конденсата. С верха сборника газ подается на V ступень
турбокомпрессора.
6*
115

Регенератор 16 тарельчатого типа (отпарная
колонна) работает при давлении, близком к
атмосферному, и температуре 100—ПО °С. Отработанный
раствор щелочи подается в верхнюю часть аппарата,
водяной пар (давлением 0,3 МПа) — в нижнюю.
Чтобы избежать уноса испарившейся воды,
температуру вверху регенератора держат на уровне 60 °С
с помощью флегмы, подаваемой насосом 5 выше
ввода раствора. Температура флегмы регулируется
холодильником 14. Газ, выходящий с верха десор-
бера, может содержать до 20 % (об.) меркаптанов,
до 70 % (об.) метана и диоксида углерода. Этот газ
направляется в печи. Раствор щелочи, содержащий
еще некоторое количество диоксида углерода, с низа
регенератора забирается насосом 8 и подается в
колонну 17, где продувается нагретым до 70—90 °С
воздухом. Воздух с диоксидом углерода выводится в
атмосферу, а щелочные сточные воды с низа колонны
17 направляются в промышленную канализацию.
Аналогичная схема щелочной очистки газов от
диоксида углерода используется на установках
производства инертного газа. Очистка проводится
10 %-ным раствором щелочи.
Очистка жидких углеводородов
Типовая установка фракционирования широкой
фракции сжиженного газа производительностью-
500 тыс. т в год (ЦГФУ) имеет мощный блок очистки.
Пропановая фракция (выход 25,79 % масс.)
подвергается моноэтаноламиновой очистке и доочистке
раствором щелочи, фракции я-бутановая (выход
10,7 % масс), бутановая (выход 27,51 % масс),
изопентановая (выход 8,48 % масс), пентановая
(выход 10,35 % масс.) и гексановая (выход 11,94 %
масс.) обрабатываются растворами щелочи по схеме,
приведенной на рис. XII1-2. Сырье центробежным
Раствор
щелочи
Вода
г^аЬ
Сырье
4 5
CZD
Очищенный
с 7 продукт
( )
Промывные
[ Раствор отработанной щелочи г g0gb/
РИС. XII1-2. Схема очистки жидких углеводородов с
рециркуляцией раствора щелочи:
/ — насос; 2, 4, 6 — эжекторные смесители; 3,5, 7 — отстойники.
насосом / подается в инжекторный смеситель 2,
куда из отстойника 5 засасывается отстоявшийся
раствор щелочи. Смесь сырья с реагентом поступает
в отстойник 3. Частично очищенный продукт с верха
отстойника 3 направляется в смеситель 4, где
смешивается со свежим и рециркулирующим растворами
щелочи, а отстоявшийся отработанный щелочной
раствор с низа отстойника 3 отводится в
промышленную канализацию. Очищенное сырье отделяется от
реагента в отстойнике 5. Отстоявшийся раствор
щелочи идет на рециркуляцию, а продукт — в
смеситель 6 на промывку химически очищенной водой.
Очищенный и промытый продукт с верха отстойника
7 направляется в резервуар, а вода с низа
отстойника — в канализацию. Концентрация свежего
раствора щелочи колеблется в пределах 10—15 %.
АГФУ предназначена для переработки жирного
газа и нестабильного бензина установок
каталитического крекинга. Ее проектная
производительность 417 тыс. т в год с выходами: 38,4 % (масс.)
Раствор
щелочи
Сырье
2 3
Очищенный
продукт
•е
j
] F
Раствор
отработанной
щелоча
Рромывные
воды
РИС. XIII-3. Схема одноступенчатой шелочной очистки
топливных дистиллятов:
/ — насос; 2,4 — смесители; 3,5 — отстойники.
газа и 61,6 % (масс.) стабильного бензина. Проектом
предусмотрены щелочная доочистка головной
фракции (пропан-бутановой) после очистки раствором
моноэтаноламина и щелочная очистка стабильного
бензина. В отличие от описанной схемы щелочная
очистка бензина проводится в одной паре —
смеситель-отстойник, как это показано на рис. XIII.3.
Стабильный бензин центробежным насосом /
подается в смеситель 2, где смешивается со свежим
12 %-ным раствором щелочи и рециркулирующим
отстоявшимся раствором щелочи из отстойника 3.
Часть отстоя отводится в канализацию. Очищенный
продукт промывается водой в смесителе 4, отделяется
от воды в отстойнике 5 и направляется в
промежуточные сборники установки или резервуары
товарного парка. Промывные воды с низа отстойника 5
выводятся в канализацию.
На установках, построенных примерно 20—25 лет
назад, щелочная очистка топливных дистиллятов
проводится в колонных аппаратах с непрерывным
дозированием раствора щелочи. Так, на одной из
нефтеперегонных установок, спроектированной
в 1961 г., очистке подвергают бензиновые и
керосиновые фракции. Схема блока щелочной очистки этой
установки приведена на рис. XIII-4.
Сырье насосом 1 подается в диафрагмовый
смеситель 2, туда же насосом 3 закачивается
циркулирующий раствор щелочи. Смесь поступает в нижнюю
часть тарельчатой колонны 4, в верхнюю часть
которой дозировочным насосом 5 подается свежий раствор
щелочи. С низа колонны 4 избыток отработанного
раствора щелочи отводится в канализацию.
Очищенный продукт с верха колонны направляется под
нижнюю тарелку колонны 6 для промывки химически
очищенной водой, подаваемой наверх. Промывная
вода с низа колонны 6 направляется в канализацию;
Очищенный,
продукт
А вода
Раствор
отработанной
щелочи
/~Расп
*& *щел1
т<
5 | Промывные
Раствор [воды
1щелочи
РИС. XI11-4. Схема щелочной очистки с непрерывной
дозированной подачей реагента:
1,3, 5 — насосы; 2 — смеситель; 4 — очистная колонна; в —
промывная колонна.
116

Очищенный
продукт^
cmtji зХ^Ршпвор 0р™$0%ат„й
~ щелочи
) s (ЩШ)
*f—I——3
I вода
щелочи
Промывные
I вода i 1оды
РИС. XI11-5. Схема щелочной очистки с применением
электроразделителей:
1,3 — насосы; 2,5 — смесители; 4, в — электроразделители.
часть ее используется для приготовления свежего
раствора щелочи. Очищенный продукт, выходящий
из колонны сверху, поступает в резервуары. При
производительности очистной колонны 550 т/сут по
сырью ее диаметр равен 1,8 м, высота 6 м; расход
раствора щелочи составляет 0,1 % (масс), воды
100 % (масс).
При щелочной очистке бензиновых фракций
температура процесса равна 40—50 °С, концентрация
раствора щелочи —до 15 % (масс); при очистке
керосиновых фракций температура 60—70 °С и
концентрация раствора щелочи 10—12 % (масс); при
очистке дизельных фракций температура 80—90 °С
и концентрация раствора щелочи до 10 % (масс).
Эффективность щелочной очистки зависит от
интенсивности перемешивания и полноты осаждения
продуктов реакции в растворе щелочи. При
интенсивном перемешивании топливных дистиллятов с
растворами щелочей, несмотря на довольно высокие
температуры и низкие концентрации растворов,
образуются эмульсии, для разделения которых
требуется дополнительное время отстоя. В последнее
время начали широко использовать
электроразделители, в которых нефтепродукт отделяется от реагента
в электрическом поле постоянного тока напряжением
10—15 кВ. Технологическая схема щелочной очистки
дистиллятов дизельного топлива с помощью
электрического поля приведена на рис. XII1-5.
Очищаемый дистиллят насосом 1 подается в
смеситель 2; туда же насосом 3 закачиваются свежий
6 %-ный и рециркулирующий растворы щелочи. Из
смесителя продукты поступают в низ
электроразделителя 4, где под действием электрического поля
происходит слияние эмульсионных капелек, что и
ускоряет их осаждение. Очищенный продукт,
выходящий с верха электроразделителя 4, направляется
в смеситель 5, где контактирует с химически
очищенной водой, и поступает далее в
электроразделитель 6 для отделения промывной воды. Очищенное и
промытое дизельное топливо, выходящее с верха
электроразделителя 6, направляется в резервуар.
Отработанный Воздух
9.
<3
£-$Н
/ 2
J Раствор
щелочи
6 Soda
V
Г--
Раствор отработанной щелочи
Воздух
горячий
Очищенное
масла
Промывные
воды
РИС. XIII-6. Схема щелочной очистки масляных дистиллятов:
1 — насос; 2 — теплообменник; 3 — печь; 4.7— смесители- 5 8 —
отстойники; 6, 9 — холодильники; 10 — сушильная колонна.
Щелочные стоки и промывные воды с низа
электроразделителей 4 и 6 отводятся в канализацию.
Температура обработки дизельного топлива 50 °С,
давление в электроразделителях 0,3—0,4 МПа. Вследствие
четкого разделения фаз сокращаются потери
нефтепродукта, расход реагента и промывной воды на
20—30 %.
Щелочная очистка масляных дистиллятов
проводится при температурах 140—160 °С и при давлении
0,6—1,0 МПа во избежание испарения воды.
Технологическая схема щелочной очистки масел
приведена на рис. XII1-6. Масляный дистиллят насосом /
прокачивается через трубное пространство
теплообменника 2, змеевики трубчатой печи 3 и с
температурой 150—170 °С подается в диафрагмовый
смеситель 4. Туда же закачивается 1,2—2,5 %-ный
раствор гидроксида натрия. Из смесителя реакционная
смесь поступает в отстойник 5. Температура в
отстойнике 130—140 °С, давление 0,6—1,0 МПа,
длительность отстоя 3,5—4 ч. Щелочные отходы,
выходящие с низа отстойника, охлаждаются в
холодильнике 6 погружного типа до 60 °С и направляются
в сборники для отделения нафтеновых кислот.
Очищенный масляный дистиллят с верха отстойника 5
поступает в смеситель 7 на промывку водой.
Температура подаваемой в смеситель химически очищенной
воды 60—65 °С. Отделение промывной воды от
дистиллята осуществляется в отстойнике 8. Выходящие
с низа отстойника промывные воды охлаждаются в
холодильнике 9 погружного типа и направляются
в сборник для отделения нафтеновых кислот.
Очищенный и промытый продукт с верха отстойника 8
проходит теплообменник 2, где, отдавая свое тепло
сырью, охлаждается с 90 до 70 °С, и поступает в
сушильную колонну 10 аля удаления мельчайших
капелек воды за счет продувки его горячим сжатым
воздухом. Готовое масло с низа сушильной колонны
откачивается в резервуары.
Очистка раствором щелочи с применением
катализатора
В современной нефтезаводской практике,
особенно за рубежом, часто используют щелочную
очистку Топливных дистиллятов от меркаптанов
с применением процесса окисления кислородом
воздуха в присутствии катализаторов и различных
добавок-усилителей (антиокислителей) [4, 5, 6].
Наибольшее распространение из этих методов получили
процессы Бендера и «Мерокс».
Процесс Бендера используется для очистки
бензинов, керосинов и реактивных топлив от
меркаптанов при содержании их в сырье не более 0,08 %
(масс). Очистка заключается в переводе
меркаптанов в дисульфиды при их окислении кислородом
воздуха на стационарном слое катализатора —
сульфида свинца. Схема процесса Бендера приведена
на рис. ХШ-7.
На нагнетательной линии насоса / сырьевой поток
делится на две части: одна проходит сборник 2 с
серой и направляется в смеситель 3; другая —
непосредственно в смеситель 3, подаются также свежий и
циркулирующий растворы щелочи и воздух. Эта
реакционная смесь проходит слои катализатора
снизу вверх в реакторах 4. Воздух от
прореагировавшей смеси отделяется затем в сепараторе 5. Нижний
жидкий продукт сепаратора направляется в
отстойник 6 для отделения отработанного раствора щелочи.
117

Отработанный,
воздух
Очищенный
продукт
Раствор щелочи
Раствор
отработанное
щелочи
РИС. XII1-7. Схема процесса Бендера:
1 — насос; 2 — сборник; 3 — смеситель; 4 — реакторы; 5 —
сепаратор; 6 — отстойник.
Очищенный продукт выводится с установки.
Температура процесса в зависимости от очищаемого сырья
колеблется в пределах 70—125 °С; расход раствора
щелочи незначителен.
Процесс «Мерокс» применяется
преимущественно для удаления меркаптанов из бензинов.
Окисление меркаптанов в дисульфиды проводится
кислородом воздуха при обычной температуре в
присутствии хелатных соединений металлов в качестве
катализатора. Схема установки приведена на
рис. ХШ-8.
Очищаемый бензин насосом / направляется в низ
колонны 2 для извлечения меркаптанов. В верхнюю
часть реактора насосом 5 подается раствор щелочи
с катализатором (так называемый раствор «мерокс»).
Из бензина в результате контакта с раствором ме-
;L Сырье
I Воздух
РИС. ХШ-8. Схема процесса «Мерокс»:
5 — насосы; 2 — колонна; 3 — регенератор; 4,6 — сепараторы;
7 — реактор; S — отстойник.
роке удаляются низкомолекулярные меркаптаны.
Оставшиеся в продукте высокомолекулярные
меркаптаны переводятся в дисульфиды в реакторе 7,
куда вместе с бензином подается воздух и
дополнительное количество раствора мерокс. С верха
реактора 7 смесь поступает в отстойник 8 для разделения.
Отстоявшийся и очищенный бензин выводится из
отстойника сверху, а раствор мерокс с низа
отстойника идет на рециркуляцию.
Раствор мерокс с извлеченными меркаптанами
с низа колонны 2 направляется в регенератор 3, где
с помощью воздуха меркаптаны окисляются в
дисульфиды, не растворимые в растворе мерокс. В
сепараторе 4 отделяется отработанный воздух, а в
сепараторе 6 —дисульфиды, которые с верха аппарата
удаляются с установки. Регенерированный раствор
мерокс с низа аппарата 8 насосом 5 возвращается
в процесс.
Глава XIV
Комбинированные установки производства нефтепродуктов
Одно из основных направлений технического
прогресса в нефтеперерабатывающей и
нефтехимической промышленности —строительство
высокопроизводительных комбинированных установок.
Высокие технико-экономические показатели достигнуты
при эксплуатации отечественных комбинированных
установок глубокой переработки нефти (ГК-3),
производства топ лив (ЛК-6у), установок деасфальтиза-
ции и селективной очистки масел, депарафинизации
масел и обезмасливания парафинов. Готовятся
к пуску отечественные комбинированные маслоблоки
КМ-1 и К.М-2, комбинированные установки глубокой
переработки нефти К.Т-1 и производства
ароматических углеводородов и др. [1—5].
На рис. XIV-1 и XIV-2 показаны поточные схемы
комбинированных установок ЛК-6у (проект Лен-
гипронефтехима) и ГК-3 (проект Грозгипронефте-
хима), а также приведен выход получаемой
продукции на нефть (в скобках показан также выход
компонентов на загрузку блока или секцию
установки). В состав комбинированной установки ЛК-6у
входят блок двухступенчатого обессоливания сырой
нефти в горизонтальных электродегидраторах; блок
двухколонной атмосферной перегонки нефти и
стабилизации и фракционирования бензина; блок
каталитического риформинга бензина с предварительной
гидроочисткой сырья; секции гидроочистки
керосина и дизельного топлива; блок
газофракционирования.
В блоке газофракционирования (рис. XIV-3)
предусмотрена единая централизованная деэтани-
зация головных фракций, поступающих после
стабилизации продуктов из всех секций установки; в этом
блоке вырабатываются сухой газ, пропановая, изо-
бутановая и н-бутановая фракции, а также фракция
С5 и выше [6].
На установке ЛК-6у вырабатывают продукты
высокого качества: компонент автобензина с
октановым числом 90—95 (исследовательский метод), гидро-
очищенный керосин, малосернистое дизельное
топливо с содержанием серы менее 0,2 % (масс), мазут.
В состав комбинированной установки ГК-3
входят блоки атмосферной перегонки нефти и
вакуумной перегонки мазута, блоки легкого термического
крекинга гудрона и каталитического крекинга
вакуумного газойля, а также блок
газофракционирования. Основные продукты установки: головная
фракция стабилизации, высокооктановый
компонент бензина, котельное топливо, а также компоненты
бензина и дизельного топлива.
На комбинированных установках по глубокой
переработке мазута КТ-1 (проект Грозгипронефте-
хима) применена двухколонная схема вакуумной
перегонки сырья с получением вакуумного дистил-
118

фракций Сьивыше
(30%) 2,2%
Углеводородные
газы (1,4 %)
Обессоленная
нефть
100% '
Электра -
обессолива -
нив
к
Сырая
нефть
,
.
Фракция нк.-62°С (2,3%)
Фракция 62-140°С
f.9.8%)
' _
,
Атмосферная
перегонка
|
'
1
Фракция
140-180 °С
(6,2%) *
' Фракция
180-2 30 °С
(8,4 %)
.
Углеводородные'

Каталитический
риформинг
'
'
'
i i
100%
,
Нестабильная фракц
бензина (6,8%)
Топливный газ (1,8%)
1
Бензин (78,6%)
Гидро -
очистка
керосина
(0,3%)
1
Отгон
Фракция i <■,"-!
230-350'С
(15,8%)
-*
М
азут<55,5%)
1
Сухой газ (2,3%)
Керосин (97,4%)
<
.
Гидроочистка
дизельных
теплив
Сухой газ (2,0%)
Дизельное топливо (.

Газофракционирование
•
j
L
Фракций изо-С»
(11,1%) 0,8% ^
Фракция н-С-4
(16,9%) 1,3% J
Фракция С3
(18,5%) 1,4%
\
' (23,5%) Сухой газ ■ 2,2%
i
Бензин 11.5%
Керосин 3,8%
Дизельное^. ,
Мазут 55,5%
РИС. XIV-!. Поточная схема комбинированной установки ЛК-бу.
лята (сырья для каталитического крекинга) и
гудрона (сырья висбрекинга). В первую вакуумную
колонну, в которой из мазута отгоняется широкая
дистиллятная фракция, водяной пар не подается.
Дополнительная отгонка дистиллята из гудрона
осуществляется во второй вакуумной колонне. Такая
схема перегонки мазута, а также максимальное
использование аппаратов воздушного охлаждения,
размещение конденсаторов в колонне позволило
снизить остаточное давление и повысить конец кипения
дистиллятной фракции до 515 —-520 °С [7].
Процесс висбрекинга гудрона проводят при
температуре до 500 °С. При переработке смеси гудрона
западно-сибирской нефти с 5 % (масс.) тяжелого
газойля каталитического крекинга на блоке
висбрекинга получают: 76,2 % (масс.) сырья для
коксования, 6 % (масс.) компонента котельного топлива,
10,1 % (масс.) компонента дизельного топлива,
2,95 % (масс.) нестабильного бензина и 3,75 %
(масс.) жидкого газа. Гидроочистка сырья
каталитического крекинга предусмотрена в двух параллельно
работающих реакторах со стационарным слоем алю-
Угледодородные
газы(0,8%)
Нефть.
100%
11 Фракция н.к-61°С
3%)
акци
(Ь
Углеводородные
газы (18,9%)
Атмосферная
перегонка
Фракция 62-180°С
(16,7%)
Фракция !80-240°С(9,7%)
Фракция 240-350°С(17,4%)
, , Нестабильный
бшин(36,5°/„)

Каталитический
крекинг
Кокс
выжигаемый
(5,5) 1,4%
Фракция 350 X (11,5%)
Фракция 190-350°С (27,6%) I
Фракция 350-500 °С
(46,5%)
Бензин (5,8%)
вакуумная
перегонка
Гудрон (53,5%)
Висбрекинг
Газы(4,0%)

Газофракционирование
Сухой газ
(11,3) 1,9%
Головная фракция
стабилизации
(29,2) 4,9%^
Высокооктановый
бензин
(59,5) 10,0% ^
Прямогонный
бензин
/6,7%
Дизельное топливо
(8,4%)
Котельное топлива (81,8%)
Керосин 9, 7%
Компонент дизельного
топлива 28,3%
Компонент
котельного
топлива
27,1%
РИС. XIV-2. Поточная схема комбинированной установки ГК-3.
119

-г из
С3+1Ц С3
изо-Ct,
Сырье
V
н-С/,
Cj+ZC^ + CfU ёыше
РИС. XIV-3. Схема соединения колонн в блоке
газофракционирования установки ЛК-бу:
Колонны: / -■ деэтанизатор; 2 — выделения смеси пропана и бутанов;
3 — депропанизатор; 4 — деизобутанизатор.
моникельмолибденового катализатора. Крекинг ги-
дроочищенного сырья осуществляется в
прямоточном реакторе на микросферическом цеолитсодержа-
щем катализаторе. На блоке каталитического
крекинга, ректификации, абсорбции и
газофракционирования продуктов при переработке вакуумного
дистиллята западно-сибирской нефти
предусматривается выработка 44,7 % (масс.) стабильного
бензина, 11,84 % (масс.) бутан-бутиленовой фракции,
5,32 % (масс.) пропан-пропиленовой фракции и
15,1 % (масс.) сырья для производства технического
углерода (фракция 270—420 °С); выход кокса не
более 6 % (масс).
Материальный баланс комбинированной
установки КТ-1 при переработке мазута
западно-сибирской нефти [7]:
Взято, % (масс.)
Мазут 90,64
Вакуумный дистиллят 9,36
Водородсодержащий газ (96 % об. Н2) 0,62
Итого 100,62
Получено, % (масс.)
Компонент автобензинов АИ-93 и АИ-98 19,52
Пропан-пропиленовая фракция 2,32
Бутан-бутиленовая фракция 5,18
Гидроочищенное дизельное топливо (фракция 180—
350 °С) 9,61
Компоненты дизельного топлива
фракция 195—270 °С (после каталитического
крекинга) 2,58
фракция 180—350 DC (после висбрекинга). . . . 3,61
Стабильный бензин после гидроочистки и
висбрекинга (фракция до 160 °С) 1,74
Сырье для коксования 27,23
Сырье для технического углерода (фракция 270—
420 °С) 6,60
Компонент котельного топлива 3,53
Гудрон 6,24
Углеводородный газ для производства водорода . . 0,6
Водородсодержащий газ (75 % об. Н2) 0,36
Сероводород 0,98
Топливный газ 2,39
Кокс 2,61
Потери 1,60
Итого 100,62
новок показало [7], что эксплуатационные затраты
снижаются на 40,1 % (отн.), производительность
труда при переработке сырья на одного работающего
возрастает в 2,5 раза, общие капитальные вложения
снижаются на 36,2 % (отн.), площадь сокращается
в 3 раза. Указанные преимущества достигаются за
счет комбинирования и укрупнения технологических
установок, применения современной технологии,
высокого уровня технических решений, рациональной
компоновки оборудования.
Аппараты и оборудование комбинированных
установок объединяются в укрупненные блоки секции,
взаимное расположение которых определяется
технологической схемой, предусматривающей жесткие
связи между ними. Застраиваемая территория
используется, таким образом, с большей
эффективностью.
Основная цель компоновки аппаратуры и
оборудования — это технологическая целесообразность и
компактность. Так, на установках ЛК-6у все
компрессоры для сжатия циркуляционных водородсо-
держащих газов секций риформинга и гидроочистки
расположены в одном здании — компрессорной.
Электрооборудование находится в двух
электрораспределительных помещениях. При размещении
аппаратуры и оборудования внутри секции и при
расположении последних на площадке кроме
технологических особенностей учитывают возможность
проведения строительных и монтажных работ
индустриальными методами и возможность подъезда во
время ремонта и замены оборудования кранов и
механизмов.
Группа трубчатых печей обслуживается общей
дымовой трубой, что позволяет создать мощный блок
утилизации избыточного тепла отходящих газов и
обеспечить большую степень их рассеивания.
По данным Ленгипронефтехима, в результате
комбинирования процессов на установках ЛК-бу
удельные капитальные вложения снижаются на
11—12 %, стоимость переработки нефти на 9—10 %,
прибыль возрастает на 6 %, а производительность
труда на 45—50 %, территория установки
сокращается более чем в два раза [2].
Вместе с тем более сложная эксплуатация
технологических блоков предъявляет и более жесткие
требования к надежной и бесперебойной работе
аппаратов и оборудования, часть которого монтируется
без резерва.
С2 + С3
1С и изо - С it
Г
Сырье
W
Сз
iCit+Csu. ёыше
с5
--к
Г Т
Сравнение технико-экономических показателей РИС. XIV-4. Схема соединения колонн в блоке газофракцио-
КОмбинированнОЙ установки глубокой переработки "ирования одной из новых комбинированных установок:
, m vt 1 Колонны: / — выделения этана и пропана; 2 — деэтанизатор; 3 — де-
МЭЗуТа КТ-1 С КОМПЛеКСОМ ОТДеЛЬНО СТОЯЩИХ уста- бутанизатор; 4 - выделения изобутана.
120

Ленгипронефтехим выполнил технический проект
новой комбинированной установки ЛК-9М, в состав
которой включены современные технологические
аппараты и оборудование для производства
высококачественных товарных бензинов, предусмотрено
использование процесса низкотемпературной
изомеризации. Изменена схема газофракционирования
(см. рис. XIV-4): из смеси легких углеводородов
выделяется этан-пропановая фракция с последующим
разделением ее на фракции сухого газа и пропана.
Такое решение позволило повысить температуру
конденсации верхнего продукта этановой колонны
до 30—35 °С (против 5 °С на установке ЛК-бу), при
давлении 3,0—3,5МПа. В результате для конденсации
верхнего продукта в зимнее время можно
использовать оборотную воду, а в летнее время — захоло-
женную воду с температурой 7 °С [6].
ОСНОВНАЯ
Гуревич И. Л. Технология переработки нефти и газа. Ч. I, 3-е
изд. М., Химия, 1972. 360 с.
Смидович Е. В. Технология переработки нефти. Ч. II, 3-е изд.
М., Химия, 1980. 328 с.
ЧерножуковН. И. Технология переработки нефти и газа. Ч. III,
6-е изд. М., Химия, 1978. 424 с.
Эрих В. Н., Расина М. Г., Рудин М. Г. Химия и технология
нефти и газа. Л., Химия, 1977. 105 с.
Танатаров М. А. и др. Проектирование установок первичной
переработки нефти. М., Химия, 1975. 200 с.
Багиров И. Т. Современные установки первичной переработки
нефти. М., Химия, 1974. 240 с.
Соркин Я- Г. Особенности переработки сернистых нефтей и
охрана окружающей среды. М., Химия, 1975. 296 с.
Фарамазов С. П. Эксплуатация оборудования
нефтеперерабатывающих заводов. М., Химия, 1969. 304 с.
Чельцов А. В. Измерительные устройства для контроля качества
нефтепродуктов. Л., Химия, 1981. 262 с.
Александров И. А. Перегонка и ректификация в нефтепереработке.
М., Химия, 1981. 352 с.
Сюняев 3. И. Нефтяной углерод. М., Химия, 1980. 272 с.
Гюльмисарян Т. Г., Гилязетдинов JI. П. Сырье для производства
углеродных печных саж. М., Химия, 1975. 160 с.
Бандаренко Б. И. Установки каталитического крекинга. М.,
Гостоптехиздат, 1959. 304 с.
Масагутов Р. М. Алюмосиликатные катализаторы и изменение
их свойств при крекинге нефтепродуктов. М., Химия,
1975. 272 с.
Крекинг нефтяных фракций на цеолитсодержащих катализаторах
/Под ред. С. Н. Хаджиева. М., Химия, 1982. 280 с.
Прокопюк С. Г., Масагутов Р. М. Промышленные установки
каталитического крекинга. М., Химия, 1974. 170 с.
Суханов В. П. Каталитические процессы в нефтепереработке.
М., Химия, 1979. 344 с.
Разумов И, М. Пневмо- и гидротранспорт в химической
промышленности. М., Химия, 1979. 245 с.
Сулимое А. Д. Каталитический риформинг бензинов. М., Химия,
1973. 152 с.
Аспель Н. Б., Демкина Г. Г. Гидроочистка моторных топлив.
М., Химия, 1977. 160 с.
Орочко Д. И., Сулимое А. Д., Осипов Л. Н. Гидрогенизационные
процессы в нефтепереработке. М., Химия, 1971. 352 с.
Гурвич В. Л., Сосновский Н. П. Избирательные растворители
в переработке нефти. М., Гостоптехиздат, 1953. 319 с.
Глазов Г. И., Фукс И. Г. Производство нефтяных масел. М.,
Химия, 1976. 192 с.
Бражников В. Т. Современные установки для производства
смазочных масел. М., Гостоптехиздат, 1959. 286 с.
Казакова Л. Я., Крейн С. Э. Физико-химические основы
производства нефтяных масел. 6-е изд. М., Химия, 1978. 320 с.
Коуль Л. Л., Роэенфельд И. Б. Очистка газов. М.,
Гостоптехиздат, 1962. 396 с.
Страус В. Промышленная очистка газов. Пер. с англ. Ю. Я-
Косого. М., Химия, 1981. 616 с.
Основные преимущества комбинированных
установок:
сокращенные сроки строительства в связи с
уменьшением строительно-монтажных работ;
меньшая длина дорогостоящих коммуникаций
(технологические трубопроводы, кабели, трассы
контроля и автоматики);
меньшая территория установки;
централизация управления всеми
технологическими* процессами (из одного помещения);
размещение однотипного оборудования и в
специальных помещениях",
более низкие затраты на сооружение
общезаводских объектов; резервуарных парков, сетей
водопровода, канализации, автодорог и т. д.;
более высокая производительность труда.
Щербин В. Д., Гринберг fl. M. Холодильные станции и установки,
М., Химия, 1979. 376 с.
Товарные нефтепродукты. Свойства и применение. Справочник
/Под ред. В. М. Школьникова. М., Химия, 1978. 472 с.
Справочник по охране труда и технике безопасности в
нефтеперерабатывающей и нефтехимической промышленности.
Охрана труда и промышленная санитария. М., Химия, 1973.
Справочник по охране труда и технике безопасности в
нефтеперерабатывающей и нефтехимической промышленности.
Техника безопасности. М., Химия, 1973. 455 с.
Расчеты основных процессов и аппаратов нефтепереработки.
Справочник/Под ред. Е. Н. Судакова. М., Химия, 1979.
Дианов В. Г. Автоматизация процессов в
нефтеперерабатывающей и нефтехимической промышленности. М., Химия,
1968. 328 с.
Автоматическое регулирование и регуляторы в химической
промышленности. М., Химия, 1978. 376 с.
ДОПОЛНИТЕЛЬНАЯ
Глава I
1. Давыдов Б. Н., АртюховаЛ. Т. — Нефтепереработка и
нефтехимия, 1975, № 4, с. 1—3.
2. Левченко Н. Д., Бергштейн Н. В., Панковский Я- И. Обес-
соливание нефтей на нефтеперерабатывающих заводах.
Тематический обзор. М., ЦНИИТЭнефтехим, 1973. 86 с.
3. Киселев Б. Д. Проектирование нефтеперерабатывающих
заводов. М., МИНХиГП, 1977, 17 с.
4. Бергштейн Н. В. и др. — Нефтепереработка и нефтехимия.
1981, № 2, с. 8—9.
Глава II
1. Багиров И. Т., Нуриева3. Д. Современная укрупненная
комбинированная установка ЭЛОУ—АВТ с вторичной
перегонкой бензина. М., ЦНИИТЭнефтехим, 1970. 66 с.
2. Короткое П. И., Исаев Б. Н., ТетерукВ. Г. Первичная
переработка нефти на высокопроизводительных атмосферно-
вакуумных установках. М., Химия, 1975. 120 с.
3. Кондратьев А. А., Марушкин Б. К. — В кн.:
Нефтепереработка и нефтехимия. Труды конференции вузов Поволжья.
Уфа, Башкнигоиздат, 1968, с. 5—15.
4. Дронин А. П. и др. — Химия и технология топлив и масел,.
1964, № 11, с. 35.
5. Одинцов О. К. и др. — Труды ГрозНИИ, 1973, вып. 26.
6. Мановян А. К- и др. — Труды ГрозНИИ, 1981, вып. 36.
7. Альтшулер А. Е. и др. Производство смазочных масел.
М., Гостоптехиздат, 1959. 190 с.
8. Куковицкий М. М., Иедогрей П. М. Опыт получения
парафина и церезина из восточных нефтей. М., ГОСИНТИ, 1959.
9. Скобло А. И. и др. — Химия и технология топлив и масел,
1975, № 1, с. 38.
10. Труды БашНИИ НП/Под ред. А. С. Эйгенсона, К. В. Ко-
стрина и др. Уфа, 1975. Вып. XIV, 232 с.
ЛИТЕРАТУРА
121

11. Кастерин В. Д. и др. —Нефтепереработка и нефтехимия,
1980, № 4, с. 15.
12. Скобло А. И., Осинина О. Г., Скороход А. А. — Химия и
технология топлив и масел, 1970, № 6, с. 6.
13. Короткое П. И. и др. — Нефтепереработка и нефтехимия,
1975, № 2, с. 6.
14. Киселева Э. А. — Нефтепереработка и нефтехимия, 1980,
№ 7, с. 18—22.
15. Путилова К- Л., Вытнов В. А. Проектирование блоков
утилизации тепла дымовых газов. М., ЦНИИТЭнефтехим, 1980.
16. Михайловер М. В., Островская .9. М., Полесская Н. П.
Снижение энергозатрат на нефтеперерабатывающих,
предприятиях за рубежом. М., ЦНИИТЭнефтехим, 1978. 56 с.
Глава III
1. Bether H., Goldthwait R., Offutt W. —Oil a. Gas J., 1959,
v. 57, № 46, p. 151.
2. Hournac R., Kuhn J., Notarbartolo M. — Hydrocarb. Proc.
1979, v. 58, № 12, p. 97.
3. Stolfa F. — Hydrocarb. Proc, 1980, v. 59, № 5, p. 101.
4. Химия и переработка углеводородов. Специальный выпуск.
Указатель процессов. М., Недра, 1978. Т. IX, № 9, с. 17.
5. Купер Т. А., Баллард У. П. Новейшие достижения
нефтехимии и нефтепереработки. М., Химия, 1965. Т. V—VI (гл. 6),
6. Америк Б. К-, Кречетов А. Г. —Труды ГрозНИИ, 1938,
вып. 1, с. 3.
7. Светозарова О. И. а др. — Труды ГрозНИИ, 1967, вып. 22,
с. 177.
8. Запорин В. П. и др. — Химия и технология топлив и масел,
1980, № 10, с. 49.
9. Riediger В. Die Verarbeitung des Erdoles. Springier—Verlag,
1971. 1088 S.
10. Ehrlacher A. — Revue de l'association francaise des techniciens
du petrole, 1976, № 240, p. 32.
11. Berman H. — Chem. Eng., 1978, v. 85, № 18, p. 129.
12. Назаретова Н. Б. и др. — Труды ГрозНИИ, 1959, вып. 4,
с. 48.
13. Современное состояние и перспективы обеспечения
промышленности технического углерода высококачественным сырьем.
М., ЦНИИТЭнефтехим, 1979. 152 с.
14. Абаева Б. Т. и др. — Химия и технология топлив и масел,
1971, № 11, с. 23—27.
15. Красюков А. Ф. Нефтяной кокс. М., Химия, 1966. 264 с.
16. Сюняев 3. И. Производство, облагораживание и применение
нефтяного кокса. М., Химия, 1973. 295 с.
17. Бендеров Д. И., Походенко Н. Т., Брондз Б. И. Процесс
замедленного коксования в необогреваемых камерах. М.,
Химия, 1976. 176 с.
18. Лукьянов П. И., Басистое А. Г. Пиролиз нефтяного сырья.
М., Гостоптехиздат, 1962.
19. Переработка нефти и нефтехимия. Экспресс-информация,
М., ЦНИИТЭнефтехим, 1979, №13, с. 34; №30, с. 40.
Глава IV
1. Нефтепереработка и нефтехимия, 1978, № 11; 1979, № 7.
2. Пугач И. А., Злотников М. Л., Маншилин В. В.
Каталитический крекинг нефтяного остаточного сырья. Тематический
обзор. М., ЦНИИТЭнефтехим, 1979. 55 с. .
3. Химия и переработка углеводородов. М., Недра, № 4, 1978.
4. Химия и технология топлив и масел, 1978, № 12.
5. Hydrocarb. Proc, 1980, v. 59, № 9, p. 163.
6. Venuto P. B. and Abib E. T. — Catal. Rev. Sci. Eng., 1978,
v. 18, № 1, p. 1 — 150.
7. Mapcua А. А. и др. — Нефть, газ и нефтехимия за рубежом,
1979, № 9, с. 103—108.
8. Литвиненко А. Г. — Нефтепереработка и нефтехимия,
1977, № 6, с. 4—6.
9. Переработка углеводородов. М., Недра, 1976, № 12, с. 58.
10. Химия и переработка углеводородов. Специальный выпуск.
Переработка нефти. Справочник. М., Недра, 1978, № 9.
Глава V
1. Чернакова Т. Н. и др. — Химия и технология топлив и масел,
1973, № 2, с. 7—8; Агафонов А. В. и др. — там же, № 3,
с. 3-5.
2. Фингрут А. Я., Ласточкин Г. А. Пуск и освоение
комбинированной установки ЛК-6У. Тематический обзор. М.,
ЦНИИТЭнефтехим, 1977. 48 с.
3. Химия и переработка углеводородов. Специальный выпуск.
Переработка нефти. Справочник. М., Недра, 1978, № 9.
4. Луговской А. И. и др. — Нефтепереработка и нефтехимия,
1980, № 8, с. 7.
122
5. Катализ в кипящем слое/Под ред. И. П. Мухленова и
В. М. Померанцева. Л., Химия, 1978, 228 с.
6. Гильберт Р. Б., Ван-Дризен Р. П. — В кн.: VIII
Международный нефтяной конгресс. Дискуссионный симпозиум
№ 12. М., Внешторгиздат, 1971, с. 31—59.
7. Чверткин Л. и др. —■ Нефтепереработка и нефтехимия, 1968,
№ 2, с. 18.
8. Алиева Л. Г. — Химия и технология топлив и масел, 1972,
№ 3, с. 32.
9. Бадыштова К- С. — Химия и технология топлив и масел,
1961, № 6, с. 21.
10. Сидорин В. П. Установка гидроочистки масел. М., Химия,
1976.
П. Сидорин В. П. Установка гидроочистки парафина. М'.,
Химия, 1978.
12. ВайльЮ. К- и\др. — В кн.: Сборник научных трудов ВНИИ
НП.М., ЦНИИТЭнефтехим, 1980. Вып. 38, с. 64; ЧаговецА. Н.
и др. — там же, с. 57.
13. Moritz К. Н. е. a. —Chem. Eng. Prog., 1971, v. 67, № 8,
p. 63; Watkins C. H., Czajkoaski C. J.—■ там же, р. 75.
14. Hydrocarb. Proc, 1980, v. 59, № 9.
15. Oil a. Gas J., 1972, v. 70, № 21, p. 63.
16. Варфоломеев Д. Ф. и др. — Нефтепереработка и нефтехимия,
1977, № 1, с. 1—3.
17. Никельмолибденовые катализаторы гидрообессеривания.
Переработка нефти и нефтехимия. М., ЦНИИТЭнефтехим,
1980, № 30, с. 8.
18. Chem. Eng., 1979, v. 86, № 4, p. 51.
19. Процессы гидроочистки, разработанные Французским
институтом нефти (ФИН). Реферат 21859, опубликованный
ФИН, IX, 1974. 46 с.
20. Nelson W. L. —Oil a. Gas J., 1971, v. 69, № 38, p. 102.
21. Warnier M. — Rev. Assoc, franc, techn. petrole, 1976, № 236,
p. 63-64.
22. Berman H. L. —Chem. Eng., 1978, v. 85, № 18, p. 129.
23. Агафонов А. В. и др. — Химия и технология топлив и масел,
1959, № 4, с. 19.
24. Масагутов P.M., Берг Г. А. —Методы очистки сырья
каталитического крекинга. М., ЦНИИТЭнефтехим, 1966. 100 с.
Глава VI
1. Разделение углеводородных газов на
нефтеперерабатывающих и газоперерабатывающих заводах в СССР и за рубежом.
Тематический обзор. М., ЦНИИТЭнефтехим, 1974. 33 с.
2. Дронин А. П., Пугач И. А. Технология разделения
углеводородных газов. М., Химия, 1975. 176 с.
3. Дорогочинский А. 3., Лютер А. В., Вольпова Е. Г.
Сернокислотное алкилирование изопарафинов олефинами. М., Химия,
1970. 216 с.
4. Химия и переработка углеводородов. Специальный выпуск.
М., Недра, 1978, № 9.
5. Брун-Цеховой и др. — В кн.: Производство водорода, включая
процессы газификации топлив (VIII Международный
нефтяной конгресс). М., Внешторгиздат, 1971.
6. ВаккЭ. Г., Семенове. П. Каталитическая конверсия
углеводородов в трубчатых печах. М., Химия, 1973. 193 с.
7. Очистка технологических газов/Под ред. Т. А. Семеновой,
И. Л. Лейтеса. М., Химия, 1977. 266 с.
Глава VII
1. Скляр В. Т., Лебедев Е. В. Нефти Украины. Киев, Гостех-
издат УССР, 1962. 299 с.
2. Процесс деасфальтизации. (Фирма «Келлог»). Химия и
переработка углеводородов. Сентябрь, 1978, с.
3. Slnkar S. R. — Oil a. Gas J., 1974, v. 72, N 39, p. 56.
4. Золотарев П. А., Бикташева М. Ф. — Химия и технология
топлив и масел, 1975, № 9, с. 31.
5. Пирятинский Б. М., Соболев Б. А. — Химия и технология
топлив и масел, 1970, № 7, с. 8.
6. Кулиев Р. Ш. и др. — Химия и технология топлив и масел,
1969, № 2, с. 4.
7. Варшавер Е. М., Думский Ю. В. —- Химия и технология
топлив и масел, 1976, № 2, с. 9.
8. Варшавер Е. М., Инзлихин А. Л. — Химия и технология
топлив и масел, 1963, № 7, с. 16.
9. Ditman J. G. — API. Division of Refining. 38th Midyear
Meeting, Philadelphia, Pa, V. 1973, p. 713.
10. Гольдберг Д. О., Соболев Б. А. Деасфальтизация пропаном.
М., Химия, 1965. 104 с.
11. Карасева А. А. и др. — Химия и технология топлив и масел,
1968, № 2, с. 16.
12. Эйгенсон А. С. и др. — В кн.: Сборник трудов БашНИИ
НП. М., Химия, 1972. Вып. 10, с. 17—36.

Глава VIII
1. Шевцов A.M., Петров В. Н., Мищенко А. Ф. —
Нефтепереработка и нефтехимия, 1980, № 2, с. 14.
2. Русановский Е. С. Установка селективной очистки масел
фенолом. М., Химия, 1976. 96 с.
3. Варшавер Е. М. и др. Производство масел с применением
избирательных растворителей и его технико-экономические
показатели. М., ЦНИИТЭнефтехим, 1972. 80 с.
4. Кулиев Р. Ш. и др. — Химия и технология топлив и масел,
1980, № 10.
5. Хейфец А. Е., Чверткин А. Л. Опыт работы установок
масляного блока на сернистом сырье. Л., Гостоптехиздат, 1962.
6. Спектор Ш. Ш. Установки по очистке смазочных масел
фурфуролом. М., Химия, 1967. 88 с.
7. Химия и переработка углеводородов. (Фирма «Келлог»).
Сентябрь, 1978, с. 79.
8. Мартыненко А. Г. и др. — Нефтепереработка и нефтехимия,
1977, № 5.
9. Himtnat Singk. — Revue de L'Institut Francais du Petrol,
XXIX, N 6, Nov—Dec, 1974, p. 879—900.
10. Охрименко Н. В. и др. — Нефтепереработка и нефтехимия,
1979, № 2, с. 20—21.
11. Кулиев Р. Ш. и др. — Химия и технология топлив и масел,
1981, № 9, с. 15—17.
12. Руденко И. Д., Дерех П. А., Гринчишин Б. И. —
Нефтепереработка и нефтехимия, 1967, № 12.
13. Перепелицкий Б. Б. и др. — Нефтепереработка и
нефтехимия, 1972, № 3.
Глава IX
1. Чесноков А. Л., Бурмистров Г. Г., Шевцов А. М. Глубокая
депарафинизация. М., Химия, 1966. 152 с.
2. Переверзев А. Н., Богданов Н. Ф., Рощин Ю. Н.
Производство парафинов. М., Химия, 1973. 224 с.
3. Gudetis D. А. е. а. — Hydrocarb. Proc, 1973, v. 52, p. 141.
4. Труды ГрозНИИ. М., ЦНИИТЭнефтехим, 1980. вып. 34, 140с.
5. Вознесенская Е. В. и др. — В кн.: Труды ВНИИ НП. М.,
Гостоптехиздат, 1958, вып. 7, с. 69—78.
6. Малахов А. Ф., Грицук Г. В. — Нефтепереработка и
нефтехимия, 1966, № 7, с. 6—8.
7. Варшавер Е. М. — Нефтепереработка и нефтехимия, 1973,
№ 5, с. 20—21.
8. Дерех П. А. и др. — Нефтепереработка и нефтехимия, 1974,
№ 4, с. 14—15.
9. Богданов Щ. К. и др. — Нефтепереработка и нефтехимия,
1977, № 8, с. 13—15.
10. Тюмкин С. В. и др. — Нефтепереработка и нефтехимия,
1981, № 6, с. 19—21.
11. Зайцева Т. М., Сочевко Т. И., Лукашевич И. П. —
Нефтепереработка и нефтехимия, 1980, № 4, с. 18—20.
12. Анисимов И. Г. — Нефтепереработка и нефтехимия, 1982,
№ 3, с. 19—20.
13. Леонидов А. Н., Мельникова Т. Г. — Нефтепереработка и
нефтехимия, 1979, № 4, с. 21—22.
14. Усачев В. В. Карбамидная депарафинизация. М., Химия,
1967. 236 с.
15. Норре А. — Erdol u. Kohle, 1955, N 6, S. 411; 1958, N 9,
S. 618.
16. Гуревич И. Л. —В кн.: Труды МИНХ и ГП им. И. М.
Губкина. М., Гостоптехиздат, 1963. Вып. 44, с. 167.
17. Ермаков Е. А. — Нефтепереработка и нефтехимия, 1970,
№ 1, с. 27.
18. Мартыненко А. Г. Производство и применение жидких
парафинов. М., Химия, 1978, 272 с.
19. Черных С. П. и др. — Химия и технология топлив и масел,
1974, № 2, с. 17.
20. Дороднова В. С. и др. — Нефтепереработка и нефтехимия,
1981, № 1, с. 10.
Глава X
1. Труды ВНИИ НП. М., Гостоптехиздат, 1958, Вып. 7, с. 119,
155.
2. Изотова Н. П., Михайлов И. А., Левинсон С. 3. — Химия и
технология топлив и масел, 1964, № 6, с. 28.
3. Труды ВНИИ НП. М., ЦНИИТЭнефтехим, 1977. Вып. 32,
с. 148.
4. Соркин Я. Г. — Нефтяник, 1972, № 5, с. 21.
5. World Petroleum, 1969, v. 40, N 13, p. 42.
Глава XI
1. Пластичные смазки. Сборник. Киев, Наукова Думка, 1971,
252 с: 1975, 178 с; 1979, 256 с.
2. Фукс И. Г. Пластичные смазки. М., Химия, 1972. 158 с.
3. Вайншток В. В. и др. Совершенствование процессов
производства пластичных смазок. М., ЦНИИТЭнефтехим, 1978. 68 с.
4. Владимирская П. А. и др. — Труды ВНИИ НП. М.,
ЦНИИТЭнефтехим, 1977. Вып. 24, с. 105—109.
5. Бакалейников М. Б. Установка по производству пластичных
смазок. М., Химия, 1977. 60 с.
6. Тышкевич Л. В. и др. — Химия и технология топлив и масел,
1979, № 11, с. 34—37.
7. Мельник Д. Т., Фройштетер Г. Б. — В кн.: Пластичные
смазки, присадки и СОЖ. М., В/О «Нефтехим», 1973, Вып. 5,
с. 285—290.
8. Ronan I. Т., Graham W. A., Carter С. F. — NLQ1 Spokesman,
1968, v. 31, N 10, р. 357—361.
Глава XII
1. Гун Р. Б. Нефтяные битумы. М., Химия, 1973. 429 с.
2. Лопатинский Ю. А., Лопатинский В. А. — Химия и
технология топлив и масел, 1969, № 9, с. 46.
3. Колбановская А. С, Михайлов В. В. —Дорожные битумы.
М., Транспорт, 1973. 262 с.
4. Труды БашНИИ НП, 1976, вып. 15, с. 176.
5. Короткое П. И. и др. — Нефтепереработка и нефтехимия,
1977, № 1, с. 11.
6. Фрязинов В. В. и др. — Химия и технология топлив и масел,
1974, № 9, с. 44—47.
7. Рычков Ю. В., Пляскин Ю. А., Акаев В. X. Производство
нефтяных битумов. М., Химия, 1979. 130 с.
8. Зуев В. П., Михайлов В. В. — Производство сажи. М.,
Химия, 1970. 318 с.
9. Борозняк И. Г. — Производство сажи. М., Химия, 1975.
10. Гилязетдинов Л. П. Производство печных саж из жидкого
углеводородного сырья за рубежом, М., ЦНИИТЭнефтехим,
1968. 98 с.
11. Гюльмисарян Т. Г. Технология технического углерода. М.,
МИНХ и ГП, 1979. 85 с.
12. Пути развития промышленности технического углерода.
Сборник статей/Под ред. В. Ф. Суровикина и Н. Н.
Лежнева. М., 1976. 160 с.
13. Производство серы. Сборник трудов /Под ред. В. Ф. Реут-
ского. М., НИИТЭХИМ, 1980. 118 с.
14. Авдеева А. В. Получение серы из газов. М., Металлургия,
1977. 172 с.
15. Шкатов Е. Ф., Кушнир Ю. М. Автоматизация процесса
получения элементарной серы. Промышленная и санитарная
очистка газов. М., ЦНИИТЭнефтехим, 1969. 68 с.
16. Выбор процесса и стоимость производства серы. Нефть, газ
и нефтехимия, 1979, № 3.
17. Производство серной кислоты из сероводорода по методу
мокрого катализа. М., Госхимиздат, 1960. 174 с.
18. Амелин А. Г. Технология серной кислоты. М., Химия, 1971.
19. Справочник сернокислотчика/Под ред. К. М. Малина. М.,
Химия, 1971. 744 с.
20. Бернштейн И. М. и др. Автоматизация управления
сернокислотным производством. М., Химия, 1975. 284 с.
Глава XIII
1. Очистка технологических газов/Под ред. Т. А. Семеновой и
И. Л. Лейтеса. М., Химия, 1977. 338 с.
2. Новейшие достижения нефтехимии и нефтепереработки./
М., Гостоптехиздат, 1963. Т. IV. 108 с.
3. Шербаченко В. И., Боженькин П. М,, Точилов В. А. —
Нефтепереработка и нефтехимия, 1979, № 6, с. 23—25.
4. Фейзханов Р. И. и др. — Нефтепереработка и нефтехимия,
1981, № 10, с. 27—28.
Глава XIV
1. Васильев А. В. и др. — Нефтепереработка и нефтехимия,
1980, № 7, с. 3—27.
2. Ласшовкин Г. А., Рудин М. Г., Васильев А. В. Прогрессивные
проектные решения нефтеперерабатывающих заводов.
Тематический обзор. М., ЦНИИТЭнефтехим, 1976. 83 с.
3. Литвиненко А. Г. — Нефтепереработка и нефтехимия, 1977,
№ 6, с. 21—23.
4. Макарьев С. В. и др. — Химия и технология топлив и масел,
1975, № 1.
5. Средин В. В., Рудин М. Г. — Нефтепереработка и
нефтехимия, 1975, № 3.
6. Станчева 3. С. и др. — В кн.: Совершенствование процессов
сероочистки углеводородного сырья и
газофракционирования. М., ЦНИИТЭнефтехим, 1980, с. 63—66.
7. Макарьев С. В. и др. —В кн.: Технология глубокой
переработки нефтяного сырья. М., ЦНИИТЭнефтехим, 1981, с. 3—9.
123

ПРИЛОЖЕНИЕ
Материальные балансы процессов. Качество сырья и продуктов
Гидрогенизационные процессы получения моторных топлив
Таблица 1. Одноступенчатый процесс каталитической
гидродеароматизации легких прямогонных керосиновых
дистиллятов—реактивных топлив (процесс разработан ВНИИ НП)
Показатели
Прямогонные дистилляты
с пределами кипения
140 — 240 °С
сырье продукт
165--280 °С
сырье продукт
Характеристика сырья и продуктов
Плотность при 20 °С, кг/ма
Вязкость при 20 °С, мм2/с
Пределы кипения, °С
н. к.
к. к.
Содержание, % (масс.)
ароматических
углеводородов
общей серы
Высота некоптящего пламе-
787
1,39
135
228
22,5
0,07
24,0
784
1,37
139
224
14,0
<0,001
29,0
818
2,08
161
273
16,0
0,045
22,0
815
2,19
165
271
6,7
<0,001
27,0
Параметры процесса
Общее давление, МПа
Температура в реакторе в
начале и конце цикла, "С
Объемная скорость подачи
сырья, ч"1
Циркуляция водородсодер-
жащего газа, м3/мч сырья
Концентрация Н2, % (об.),
не менее
4,0
280/360
4
500—800
80
4,0
280/340
2—3
750—800
80
Материальный баланс
Взято, % (масс.)
Сырье
Водород (100%-ный)
на реакции
Итого
Получено, % (масс.)
Стабильное топливо
Бензиновая фракция (отгон)
Углеводородные газы-)-серо-
водород
Потери
Итого
100,00
0,55
100,55
95,00
3,05
1,50
1,00
100,55
100,00
0,60
100,60
94,00
4,35
1,25
1,00
100,60
* Радченко Е. Д. и др. Процесс гидродеароматизации
реактивных топлив. Труды ВНИИ НП, М., ЦНИИТЭнефтехим, 1978,
вып. XXVIII, с. 14 — 17.
Таблица 2. Материальный баланс процесса
двухступенчатого гидрокрекинга газойля, направленного
на получение максимального выхода бензиновых
фракций *
Показатели
Взято
Сырье
Водород
Итого
Получено
H2S -\- NH3
Метан
Этан
Пропан
Изобутан
я- Б у тан
Легкий бензин
Тяжелый бензин
Итого
Выход,
о/
(масс.)
100,00
3,32
103,32
1,40
0,33
0,41
2,85
6,41
3,41
22,40
66,11
103,32
Пределы
кипения,
°С
232-
521 **
—
—
—
—
—
—
С.-80
80—185
—
ьО
О „}
l~ *i.
5 S-t
Сел
904
—
—
—
—
—
662
755
—
Содержание,
% (масс.)
серы
1,22
—
,—
—
—
—
—
—
—
О с ***
—
азота
0,109
—
—
—
—
—
—
—
—
0,2 ***
—
1978,
* Franck — Revue de L'institut Francais du Petrole,
33, N 4, p. 597.
** Разгонка по ASTM; содержание металлов (Fe, Ni, V, Pb)
4 млн"1, коксуемость по Конрадсону 0,14 % (масс).
*** В млн'1.
Таблица 3. Материальный баланс процесса гидрокрекинга
вакуумного сернистого газойля, направленного на одновременное
получение бензиновых и средних фракций (процесс фирмы UOP *
Показатели
Взято
Сырье **
Водород
Итого
Пол учено
H2S+NHS
Фракции Cj-j-Ca
Фракции С34-С4
Легкий бензин
Тяжелый бензин
Керосин
Дизельное топливо
Итого
Выход,
%
(масс.)
100,00
2,54
102,54
2,04
0,91
3,12
4,23
6,94
39,20
46,10
102,54'
346—504
—
—
—
—
—
52-91
95—134
152—267
268—364

Плотность
при
15 "С.
кг/ма
910
—
—
—
—
—
692
741
800
822
Hydrocarb. Ргос, 1980, V. 59, № 9, р. 113.
Содержание серы 1,8 % (масс), азота 0,11 % (масс).
124

Таблица 4. Материальный баланс двухступенчатой установки
гидрокрекинга производительностью 1030 м3/сут сернистого
(1,86% масс, серы) газойля («Изокрекинг-процесс»)*
Целевые продукты: бензин, ожиженный газ, средние дистилляты —
керосин и дизельное топливо — с низкими температурами застывания;
фракции, кипящие выше 343 °С, рециркулируют до полной переработки.
Водород поступает с водородной установки (процесс паровой
каталитической конверсии метана), вырабатывающей 95 %-ный технический
водород.
Показатели
Взято
Сырье
Водород
Итого
Получено
Газ,
отводимый из I
ступени
Газ,
отводимый из II
ступени
Ожиженный
газ **
Легкий бензин
Тяжелый
бензин
Керосин
Дизельное
топливо
Итого
Выход,
%
(масс.)
100,00
2,97
102,97
5,20
0,73
6,35
10,68
29,59
19,18
31,24
102,97
Пределы
кипения,
°С
к. к. 510 X
—
29—82
82—177
177—232
232—343
—
Плотность
при 15 °С.
кг/мэ
900
—
651
750
797
844
—

Температура
застывания, °С
-1-29
—
—62
—46
—
Октановое
число
(и. м.)
=
—
58
—
* Siormont D. Н. — Oil a. Gas J., 1963, v. 61, N» 49, p. 80,
** Состав: 11 % (масс.) пропана, 64 % (масс.) изобутана,
25 % (масс.) н-бутана.
*** Без присадки; при введении нормированного количества ТЭС
октановое число равно 100 (и. м.).
Таблица 5. Материальный баланс процесса гидрокрекинга
высокосернистого деасфальтизата повышенной коксуемости *
Сырье до гидрокрекинга (II ступень) подвергается гидроочистке
<1 ступень); высокий выход сероводорода н аммиака объясняется
глубоким обессериванием деасфальтизата на стадии предварительной
гидроочистки.
Показатели
Взято
Сыр ье-деасфал ьти зат
Водород на реакции
Итого
Получено
H2S+NH3
Фракции Cj-l-G;
■Фракции С3+С4
Легкий бензин
Тяжелый бензин
Остаток (180 °С и выше)
I ступень
100,00
1,90
101,90
3,18
0,77
0,90
1,70
4,10
91,25
I и II ступени
(суммарно)
100,00
4,05
104,05
3,20
0,95
13,93
24,87
61,10 **
Итого
101,90
104,05
Продолжение табл. 5
Характеристика *** сырья и остатка (180 °С и выше):
Показатели
Плотность, кг/м3
Вязкость при 99 °С, мм2/с
Содержание, % (масс.)
серы
азота
Содержание, млн-1
никеля
ванадия
Коксуемость по Конрадсону,
(масс.)
%
Сырье
970
186
2,66
0,316
11
50
6,6
Остаток
895
8,55
0,017
0,014
1
1
0,25
* Fehr E. е. а. — 43-th Midyear Meet., Am. Petrol. Inst.,
Proceedings, Refining Department, May 1978, Canada, p. 459—470.
** Групповой состав (% об.); 45 % (об.) парафиновых,
41 % (об.) нафтеновых и 14 % (об.) ароматических углеводородов.
*** Плотность легкого бензина 662 кг/м3, тяжелого бензина
761 кг/м3; октановое число легкого бензина 85 (и. м., без присадки).
Процессы гидрообессеривания
деасфальтизатов
и мазутов
Таблица 6. Материальные балансы процесса каталитического
гидрообессеривания тяжелого деасфальтизата *
Коксуемость сырья по Рамсботтому 8 %, а по Конрадсону около
10 % (масс); суммарное содержание никеля и ванадия 65,3 млн"1;
температура потери текучести +29 °С.
Температуру в реакторе повышают, чтобы компенсировать снижение
работоспособности катализатора, в результате растет расход водорода
на реакции и снижается выход целевого жидкого продукта —
малосернистого компонента жидкого котельного топлива.
Показатели
Взято
Сырье—деасфал ьтизат
Водород
Итого
Получено
Сероводород
Аммиак
Углеводороды Сх—С4
Бензин (С6—191 °С) **
Печное топливо (191—343 °С) ***
Компонент жидкого котельного
топлива (и. к. 343 °С)
Итого
Выход, %
начало
пробега
100,0
0,58
100,58
1,70
0,06
0,49
0,55
3,03
94,75
100,58
(масс.)
конец
пробега
100,00
0,70
100,70
1,73
0,07
1,15
1,50
5,81
90,44
100,70
Характеристики сырья и компонента котельного
топлива (343 ° С и выше) в среднем за пробег:
Показатели
Плотность при 15 °С, кг/м3
Содержание, % (масс.)
серы
азота
Вязкость при 99 °С, мм2/'с
Сырье
975
2,08
0,33
208
Продукт
953
0,50
69
* Ditman J. в. — Amer. Petrol. Inst. Proceedings. Division
of Refining. May 14 — 17, 1973, Philadelphia, v. 53, p. 713.
** Содержание серы в среднем за пробег 0,02 % (масс).
**• Содержание азота в среднем за пробег 0,04 % (масс).
125

Таблица 7. Материальные балансы каталитического крекинга
образцов деасфальтизата до и после его
гидроочистки *
Процесс крекинга проводился в обоих случаях с одинаковой глубиной
(70 % об.). При гидроочистке содержание серы в деасфальтизате
снизилось с 3,55 до 0,30 % (масс), что соответствует примерно 90 %-ной
глубине обессеривания.
Продолжение табл. 7
Показатели
Деасфальти-
зат
неочищенный
Деасфальти-
зат гндроочи-
щенный
Характеристика сырья
Плотность при 15°C,.KrV
Анилиновая точка, °С
Содержание, % (масс.)
серы
азота
Разгонка по ASTM, "С
30 % (об.)
50 % (об.)
Конверсия, % (об.)
970
96
3,55
0,20
570
590
70
931
101,5
0,30
0,11
545
580
70
Выход продуктов крекинга % (масс.)
[% (об.)]
Бензин (С5—204 °С)
Легкий газойль
Тяжелый газойль
Кокс
Сухой газ
Сероводород
Изобутан
«-Бутан
Бутилены
Пропан
Пропилен
Итого
45,8 (58,5)
23,7 (24,0)
6,6 (6,0)
7,0
3,0
1,2
3,1 (5,4)
U (1,8)
4,3 (7,0)
1,2 (2,3)
3,0 (5,6)
100,0
48,8(61,0)
24,0 (24,0)
6,5 (6,0)
4,5
3,0
0,2
2,9 (4,8)
1,0 (1,6)
4,7 (7,3)
1,1 (2,1)
3,3 (5,8)
100,0
Характеристика продуктов
Плотность при 15 °С, кг/м3
бензина (С6—204 °С)
легкого газойля
тяжелого газойля
Содержание серы, % (масс.)
в бензине
в легком газойле
в тяжелом газойле
Октановое число бензина
(м. м., без присадки)
759
959
1058
0,39
3,9
9,7
80
745
929
1013
0,02
0,2
0,49
80
Murphy J. R., Soudec M. — Oil a. Gas J., 1977, v. 75, p. 70.
Таблица 8. Материальные балансы гидрообессеривания
высокосернистых мазутов кувейтской нефти
(процесс фирмы UOP) *
Показатели
Номинальное содержание
серы в гидрообессеренном
мазуте, % (масс.)
1,0
0,7
0,3
Характеристика исходного мазута
Плотность при 15 "С, кг/м3
Вязкость при 50 °С, мм2/с
Содержание, % (масс.)
серы
азота
957
3,92
961
330
4,1
0,23
961
330
4,1
0,23
Характеристика гидрообессереиного
мазута (и. к. 205 °С)
Плотность при 15 °С, кг/м3
Начало кипения, °С
Вязкость при 50 °С, сСт
Содержание, % (масс.)
серы
азота
919
205
—
0,95
921
205
74
0,71
0,19
910
205
50
0,30
0,13
Показатели
Номинальное содержание
серы в гидрообессеренном
мазуте, % (масс.)
1.0
0.7
0,3
Материальный баланс, (% масс
Взято
Сырье— мазут 100,00 100,00
Водород па реакции 0,95 0,98
Итого
100,95
100,98
Получено
Аммиак
Сероводород
Фракция Ct—С4
Фракция С5—204 °С
Мазут гидрообессеренный
Итого
0,09
3,14
0,48
1,64
95,60
100,95
0,11
3,83
0,45
1,10
95,49
100,98
100,00
1,18
101,18
0,13
4,06
0,89
2,64
93,49
101,18
* Watkins С. Я., Parker R. J., Pharis J. M. — Hydrocarb. Ргос.
1973, v. 52, № 5, p. 89.
** Состав: 0,23 % (масс). С„ 0,09 % (масс.) С,, 0,10 % (масс.) С„
0,06 % (масс.) Q.
Гидрогенизационные процессы переработки
нефтяных остатков
Таблица 9. Материальный баланс процесса «Эйч-Ойл» при
неглубокой гидрогенизационной переработке
высокосернистого вакуумнв^о гудрона аравийской нефти *
Характеристика сырья: н. к. 538 °С, коксуемость 18,8 % (масс),
содержание азота 0,37 % (масс), ванадия 100 мг/кг. Процесс
осуществляется в барботажной трехфазной реакторной системе. При
наличии II ступени (гидроочистка газойля гидрокрекинга) можно получать
продукт с низким содержанием серы; остаток > 524 °С трудно
поддается обессернванию.
Показатели
Взято
Сырье—гудрон
Водород
Итого
Получено
Сероводород
Аммиак
Фракция Сх—С3
Фракция С4
Фракция С5 — 82 °С
Фракция 82—191 °С
Фракция 191—343 'С
Фракция 343—524 °С
Остаток >524 °С
Итого
Выход,
*>/
/0
(масс)
100,0
1,1
101,1
3,2
0,1
2,7
1,0
1,5
4,7
18,0
28,1
41,8
101,1
Плотность
при 15 °С
кг/ма
1026
—
—
—
—
—
—
685
767
850
953
1034
—
Содер-
жание
серы,
%
(масс.)
4,49
—
—
—
—
—
—
0,03
0,12
0,48
1,1
2,67
1,59
Eccles R. М. — Erdol u. Kohle, 1981, Bd. 34, № 6, S. 256.
126

Таблица 10. Материальный баланс процесса «Эйч-Ойл»
при углубленной гидрогенизационной переработке гудрона *
Коксуемость сырья 17,1 % (масс); содержание фракций выше 538 °С
86,4 % (об.), содержание азота 0,41 % (масс), никеля 34 г/т. Глубина
обессеривания 70,6 % (масс)
Показатели
Выход,
%
(масс.)
Взято
Сырье—гудрон
Водород
Итого
Получено
H2S + NH3
Метан
Этан
Фракция С3
Фракция С4—205 °С
Фракция 205—343 °С
Фракция 343—538 °С
Остаток >538 °С
Итого
100,0
1,6
Плотность
при 15 °С,
кг/м3
1010
Содер-
жание
серы,
%
(масс.)
401
101,6
3,2
1,9
1,8
2,0
20,5
27,8
34,7
9,7
735
860
973
0,16
0,94
1,57
2,62
* Eccles R. М.
101,6
Erdol u. Kohle, 1981, Bd. 34, N 6, S. 256.
Гидрогенизационные процессы
при получении нефтяных масел
Таблица 11. Сводный материальный баланс производства
базовых масел с применением процессов гидрокрекинга
вакуумного газойля, депарафинизации и гидроочистки
масляных фракций *
Исходная нефть — смесь западно-сибирских нефтей; вакуумный
газойль: плотность при 50 °С 889 кг/м3; вязкость при 100 "С около 6 мм2/с,
температура застывания 27 °С; содержание серы более 1,5 % (масс);
пределы выкипания 346 — 495 °С. Условия процесса гидрокрекинга:
парциальное давление водорода 23 — 24 МПа_, температура 390 — 420 °С,
объемная скорость подачи сырья 0,8 — 1 ч \ кратность циркуляции
водорода 1500 м3/ма.
Показатели
Взято
Вакуумный газойль
Водород (100 %-ный) на
реакции
Итого
Получено
Пазы
Бензин
Реактивное топливо
Масло специальное (основа)
Трансформаторное масло
Моторное масло (основа)
Гач
(основа)
Итого
Всего масел
Выход, %
вариант I
100,0
2,1
102,1
3,6
4,9
15,8
9,8
27,5
29,9
10,6
102,1
67,2
(масс.)
вариант II
100,0
2,2
102,2
4,0
5,5
16,9
10,5
30,5
18,9
15,9
102,2
59,9
Характеристика масел, полученных по варианту II:
Показатели
Плотность при 20 °С, кг/м3
Вязкость при 50 °С, мма/с
Пределы кипения
(примерные), °С
Температура застывания, L'C
Масло

специальное
853
3,89
270—323
—62

Трансформаторное
масло **
7,85
320—400
—61
Базовое
моторное
масло
857,5
20,4 ***
400 (н.к.)
—46
* Шаволина И. В. и др. Получение высококачественных
базовых масел гидрокрекингом тяжелого дистиллятного сырья. Труды
ВНИИ НП. М., ЦНИИТЭнефтехим, 1978, вып. XXX, с. 53—65.
*• Содержащее 0,2 % (масс) ионола.
*•• Вязкость при 100 °С равна 5,33 мм2/с, индекс вязкости — 111.
Таблица 12. Выход и свойства нефтяны х масел
глубокой гидроочистк» деасфальтизата, полученного
из гудрона кувейтской нефти *
Качество деасфальтизата: плотность при 15 °С 945 г/м3; вязкость при
99 °С 48,4 мм2/с; температура плавления 49 °С,
Продукт
Фракция С,—С5
Бензиновые фракции
Керосиновые фракции
Газойлевые фракции
Масляный гидрогенизат
Выход, % (об).
2,1
16,1
21,1
20,0
57,2 51,
Выход и характеристика масляных фракций
гидрогенизата до и после депарафинизации:
Показатели
Выход (до депарафинизации)
на деасфальтизат
% (об.)
% (масс.)
Выход депарафинированпого
масла, % (об.)
Показатели качества до
депарафинизации
плотность при 15 °С, кг/м3
вязкость при 99 °С, мм2/с
температура застывания,
°С
Показатели качества после
депарафинизации
плотность при 15 °С, кг/м3
вязкость при 99 °С, мм2/с
индекс вязкости
температура застывания,
"С

Веретенное 70
17,5
15,6
93,6
840
2,9
—7
844
3,0
114
— 18

Нейтральное 125
23,5
21,0
89,2
843
5,0
+21
845
5,1
131
—23


тральное 300
16,2
14,5
74,9
848
9,7
+41
851
9,8
135
—20
* Ditman J. G. — Oil
** % Массовые.
Gas J., 1974, V. 72, № 2, p. 45.
Таблица 13. Выход и свойства масляного дистиллята
до и после гидроочистки *
Условия гидроочистки: давление 3,5—3,8 МПа, температура 350—
360 °С; объемная скорость подачи сырья 1,5—2,5 ч-1, кратность
циркуляции газ : сырье 600 — 800 m3/ms.
Показатели
Пределы кипения, °С
Вязкость при 100 °С, мм'2/с
Индекс.вязкости (без
депарафинизации)
Коксуемость по Конрадсону,
% (масс.)
Цвет в марках NPA
Показатель преломления
при 50 °С
Содержание, % (масс.)
серы
азота
Групповой состав, % (масс.)
парафино-нафтеновые
ароматические
углеводороды
смолы
Выход, % (масс.)
дистиллята гидроочи-
щешюго (от
исходного)
рафината при очистке
фенолом (на сырье)
Кратность фенола к сырью
(по объему)
Масляный
дистиллят негид-
роочищенный
370—500
7,30
75
0,25
5,0
1,4987
1,722
0,1
49,6
47,1
3,3
—
67
1,7: 1
Масляный
дистиллят гид-
роочищенный
370 (н. к.)
6,41
85
0,1
4,0
1,4930
0,544
—
56,9
41,3
1,8
97,5
72
1,5 : 1
* Уэункоян П. Н. и др. — Нефтепереработка и нефтехимия, 1975,
№ 2, 17-18.

АЛЬБОМ ТЕХНОЛОГИЧЕСКИХ СХЕМ
ПРОЦЕССОВ ПЕРЕРАБОТКИ НЕФТИ И ГАЗА
Борис Ильич Бондаренко
Ольга Федоровна Глаголева
Гедаль Израилевич Глазов
Алексей Андреевич Гуреев
Тенгиз Григорьевич Гюльмисарян
Рудольф Борисович Гун
Юрий Лукич Ищук
Людмила Петровна Казакова
Борис Дмитриевич Киселев
Татьяна Прокофьевна Клокова
Антонина Ильинична Львова
Владимир Александрович Матишев
Людмила Михайловна Маркова
Сергей Григорьевич Рогачев
Тамара Ивановна Сочевко
Ольга Григорьевна Сусанина
Борис Петрович Туманян
Галина Викторовна Урбан
Григорий Борисович Фройштетер
Игорь Григорьевич Фукс
Редактор И. А. ЗАХАРЬИН Ц
Художник Е. В. БЕКЕТОВ
Художественный редактор Н. В. НОСОВ
Технический редактор В. М. СКИТИНА
Корректор В. А. ЛОБАНОВА
ИБ № 1142
Сдано в набор 13.05.82. Подписано в печать 24.12.82. Т-14873. Формат бумаги 60X90'/,.
Бумага типографская № 2. Гарнитура литературная. Печать высокая. Усл. печ. л. 16,0.
Усл.кр.-отт. 16,25 Уч.-изд. л. 19,34. Тираж 6900 экз. Заказ № 221. Цена 70 к.
Изд. № 2015.
Ордена «Знак Почета» издательство «Химия».
107076, Москва, Стромынка, 13.
Ленинградская типография № 6 ордена Трудового Красного Знамени
Ленинградского объединения «Техническая книга» им. Евгении Соколовой
Союзполиграфпрома при Государственном комитете СССР
по делам издательств, полиграфии и книжной торговли.
193144, г. Ленинград, ул. Моисеенко, 10.