Описание технологических схем

     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.
     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 ароматических углеводородов и асфальтено-смолистых ве­ществ.
     Технологическая схема установки приведена на рис. 1.

    Сырье, нагнетаемое насосом 11, перед входом в вакуумную колонну 2 нагревается в тепло­обменниках 10 и 9 и в змеевике печи. Получаемые в колонне 2 верхняя и промежуточная фракции соби­раются 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 [З]. 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 трансферной линии.

      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. 1).   
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 испарителя. 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.

Рисунок 1. Технологическая схема установки деструктивной перегонки мазута:
1 - трубчатая печь; 2,8 - насосы; 3 - испаритель; 4 - поршневой насос; 5,6 - теплообменники; 7 - холодильник; 9 - ректификационная колонна;
10 - отпарная колонна

     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. 1.

Рисунок 1. Технологическая схема установки термического крекинга для производства вакуумного термического газойля.
1, 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 - центробежные насосы; 11, 17 - ректификационные колонны; 12 - испаритель низкого давления; 20 - теплообменник; 21 - 23 - холодильники.

      Сырье из резервуарного парка насосом 1 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 3. 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 11, 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 схбме, отлич­ной от описанной [14]. Целевой продукт отбирается из колонны 12, выход термогазойля в этом случае составляет 24—27 % (масс.). При индексе корреля­ции 95—100

     Процесс замедленного коксования в необогревае­мых 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 необо­греваемых 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.
    На рис. 1 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 [17].                               ,
    Сырье — гудрон или крекинг-остаток (или их смесь) — подается насосом 1 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 турбули­затор а увеличивается скорость прохождения потока через реакционный змеевик. Избыток перегретого} водяного пара может подаваться в отпарные колонны 10 и 11.

Рисунок 1. Технологическая схема установки замедленного коксования в необогреваемых камерах.

     Парожидкостная смесь из печей 2 и 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 отпарных 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. гока в сливной трубе приемника 4 не появится ода.
      Кокс из камер выгружается гидравлическим спо­собом — посредством гидрорезаков с использованием воды давлением 10—15 МПа.

     Технологическая схема установки каталитиче­ского крекинга с прямоточным реактором приведена на рисунке 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 рециркулятом 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 катализатор ной 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 (де­кантат).
     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.

 
Рисунок 1. Технологическая схема установки каталитического крекинга с прямоточным реактором.

     В схеме установки (рис. 1) 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 катализаторная пыль, вводятся в низ ректификацион­ной колонны 13.
     Из 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, прокачиваются 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 в и возвращается на расположенную выше тарелку.

     Технологическая схема установки риформинга со стационарным слоем катализа приведена на рис. 1. 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-кобальтмолибдеповом 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^оС 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 1 до давления 6 МПа и выводится с установки.
     Гидрогенизат из сепаратора 8 охлаждается в теп­лообменнике 9 ч 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 /бис температурой 500 —520°С 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^оС, 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^оС и вверху 40°С 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 аппаратах 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.

     В процессе платформинга 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. 1. 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^оС 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 13 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 платформинга перед тепло­обменником 6. Балансовое количество водородсодержащего газа выводится с установки.
     В колонне 18 осуществляется стабилизация катализата. 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 1, где и происходит последовательный выжиг кокса, оксихлорирование (для разукрупнения кри­сталлитов платины) и добавление хлоридов (промо­торов). Регенерированный катализатор после охлаждения подается на верх реактора 2. Используемый в качестве транспортирующего газа водород восстанавливает катализатор после пребывания его в окислительной среде регенератора. При необходимости можно отключить от реактора без нарушения режима работы установки.

     Процесс каталитической изомеризации предназна­чен для получения высокооктановых компонентов бензина, а также сырья для нефтехимической про­мышленности. Сырьем являются м-бутан, легкие прямогонные фракции н.к.—62°С, рафинаты ката­литического риформинга, л-пентан и м-гексан или их смеси, выделенные при фракционировании газов. Процесс проводят в среде водородсодержащего газа. 
     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 палладий на кислотном носителе (оксид алюминия, цеолит).
         В зависимости от применяемого катализатора режим процесса изомеризации может меняться в ши­роких интервалах:

     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 понтановые и гексановые фракции, направляемые на изомеризацию, после которой проводится стаби­лизация полученного продукта и выделение из него товарных изопеитана и изогексана. В блоке изоме­ризации получают изомеризаты.
     На рис. I приведена технологическая схема установки изомеризации фракции н.к.-62^оC, со­держащей 27,5% (масс.) изопеитана, 44% (масс.) к-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 па разделение в ректификационную колонну 8. Из колонны 8 сверху отделяется изопептановая 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 кочонны 9 сверху пентановая фракция, содержа­щая около 91% (масс.) н-пентана, смешивается с во­дород содержащим газом, нагревается в теплообмен­нике 6 и далее через змеевики трубчатой печи 12 поступает в реактор изомеризации 11.
     Продукты реакции охлаждаются в теплообмен­нике 6, холодильниках 7 и 3 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.
     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—4 мес. путем выжига кокса.
     Изопентан извлекается из газов стабилизации в абсорбере 77, на верх которого в качестве ороше­ния подается часть циркулирующей гексановой фрак­ции.
     Основным продуктом установки является изо-пептаповая фракция чистотой 95 % (масс.). Окта­новое число исходного дистиллята после изомери­зации пентановой фракции повышается с 79 до 90 (исследовательский метод). В общем случае октановое число легкой фракции можно повысить с по­мощью изомеризации на 15—20 единиц.

     Основной целью процесса гидроочистки и гидрообессеривания 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 риформипга. 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].
     Гидроочпстку керосиновых и дизельных фракций проводят с целью снижения содержании серы до поры, 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 храпении.
     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^оС — концентраты соответственно бен­зола, толуола и ксилолов. Основным продуктом, получаемым при гидроочистке бензиновых фракций, является стабильный гидрогенизат, выход которого составляет 90—99% (масс.), содержание в гидрогенизате 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 применении гидро­очистки является производство малосернистого ди­зельного топлива из соответствующих дистиллятов сернистых пефтей. В качестве исходного дистиллята обычно используют керосин-газойлевые фракции с температурами выкипания 180—330, 180 360 и 240—360^оС (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, висбрекипга и т. п.) как таковые или чаще в смеси с соответствующими прямогонными дистиллятами.
Установка, предназначенная для гидроочистки дистиллята дизельного топлива, технологическая схема которой приведена на рис. 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 водородсодержащим 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 воздушного охлаждения 7, а доохлаждение (примерно до 38°С) — 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°С 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 11 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 11, охлаждается последовательно в тепло­обменнике 10, аппарате воздушного охлаждения 14 и с температурой 50^оС выводится с установки.
     На установке имеется система для регенерации катализатора (выжиг кокса) газовоздушной смесью при давлении 2—4 МПа и температуре 400—550°С. После регенерации катализатор прокаливается при 550°С и 2 МПа газовоздушной смесью, а затем си­стема продувается инертным газом.