Описание технологических схем

     Процесс гидрокрекинга 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 водородсодержащего газа в зоны между слоями катали­затора. Движение сырьевой смеси в реакторах нис­ходящее.
     Технологические установки гидрокрекинга со­стоят обычно из двухосновных блоков: реакционного, включающего один или два реактора, и блока фрак­ционирования, имеющего разное число дистилляционных 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. 1. Сырье, пода­ваемое насосом 1, смешивается со свежим водородсодержащим 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 водородсодержащий (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 11, располо­женный перед промежуточной ректификационной колонной 15. В колонне при небольшом избыточном давлении выделяются углеводородные газы и лег­кий бензин.
     Бензин частично возвращается в колонну 15 в виде острого орошения, а балансовое его количество через систему «защелачивания» откачивается с уста­новки. Остаток колонны /5 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 в низу 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.

     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 топлив. 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 рециркулят.
     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 водородсодержащий 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 водородсодержащий 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.
     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.
     В качестве катализаторов используют два типа катализаторов — микросферический и в виде гра­нул размером w0,8 мм. При переработке остаточного сырья — это алюмокобальтмолибденовый катали­затор [удельная поверхность 400 м/т, удельный объем пор 0,75 см/т, 15 % (масс.) МоОд и 3,5 % (масс.) СоО], а при переработке дистиллятного— алюмоникельвольфрамовый [удельная поверхность 175 м.т., удельный объем пор 0,33 cм³/г, 6/% (масс.) Ni и 19 % (масс.).

     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 водород-содержащего 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. 1 [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 водород -содержащим циркуляционным газом (который по­дается компрессором 7). Газосырьевая смесь посту­пает в змеевики печи 1 и затем в заполненный катали­затором реактор 2, где и осуществляется процесс гидродоочистки. Движение смеси в реакторе нисходя­щее, слой катализатора — неподйижный, а поскольку суммарный тепловой эффект реакций невелик, 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 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.
     Известны установки, на которых теплообменник 4 отсутствует и водородсодержащий газ смешивается с сырьем перед теплообменником 20, а.не перед тепло­обменником 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 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, технологическая схема которой пред­ставлена на рис. 1, проектировалась согласно первоисточнику * для понижения содержания серы в сырье — керосине —с 0,166 до менее 0,001 % (масс.). Пропускная способность установки по сырью 3975 м^з/cyт, 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 и 5 водородсодержащим газом. Полученная газосырьевая смесь про ходит змеевики печи 3 и при давлении 4,2—4,4 МПа и температуре около 380 °С поступает в реактор 1 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 1.2 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. Отстоенный 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 11 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, 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.

     Основное назначение процесса — гидрообессеривание 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 при сутствии 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 ИТК)— обычно находится в пределах от 310 до 380 °С.
     Повышение температуры конца кипения вакуум­ного газойля, выделяемого из данного мазута, со­провождается возрастанием вязкости, а также показателя его коксуе­мости [например, с 0,2 до 0,9 % (масс.) по Конрадсону, 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].
На рис. 1 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 водородсодержащим газом (свежим и очи­щенным циркуляционным), подаваемым компрес­сором 1. 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).
     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 (квенчинг-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 11. 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 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 1 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 11 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.

    На рис. 1 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 водородсодержащим газом (свежим и очи­щенным циркуляционным), подаваемым компрес­сором 1. 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).
   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 (квенчинг-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 11. 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 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 1 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 11 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.

     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 моно-этаноламина приведена на рис. 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 1 газ направляется в низ 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 Рашига). Насадочный абсорбер превосходит тарельча­тый по скорости абсорбции и коэффициенту массопередачи 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 СОд 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, тиооксидом 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 нерегенерируе­мых продуктов часть раствора МЭА с низа дееорбера 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 моноэтаноламина возвращаются в десорбер 14, остаток высококипящих продуктов сбрасывается в канализацию. Температура в отгонной колонне вверху 170°С, внизу 200°С; часто разгонку ведут в вакууме.

     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 [З].
     В качестве продуктов процесса алкилирования получают авиационный и автомобильный алкилаты и отработанную фракцию, которая представляет собой в основном смесь пропана и м-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.
     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, коррелирующей 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.
     Технологическая схема установки приведена на рис. 1. Сырье из секции подготовки (на схеме не показана) подается насосом 1 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 11, где промываются водой. Отработанный раствор щелочи и промывная вода отводятся из приемников 10 и 11 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-бутан, 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.
     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 деэмульгаторов или передать на регенерацию.

     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. м⁹ 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. 1.
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 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 1.
Конвертированный газ, охладившийся до 400— 450°С в паровом котле-утилизаторе 10, поступает в реактор 11 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.

     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 деасфальтизационной колонны. Показатели качества деасфальтизатов:

     Содержание металлов (никеля и ванадия) в деасфальтизате 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. 1.
    Остаточное сырье (гудрон или концентрат) насо­сом / 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 11 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.
    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 деасфальтизат, направляемый насосом 21 через холодильник 22 в резервуар. Полноту удаления пропана кон­тролируют по температуре вспышки деасфальтизата.
   Битумный раствор, выходящий из деасфальтизационной 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 11. 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 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.