Описание технологических схем

     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/c (при 100 °С), а деасфальтизаты II сту­пени — значительно более вязких масел, например вязкостью 30—45 мм²^ (при 100°С). В деасфальтизатах 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.
     Главные    секции    установки    следующие (рис.1): 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 1 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.
     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 деасфальтизата I основное количество пропана вы­деляется в последовательно соединенных испарите­лях 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 водя-, ной 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 деасфальтизации по выходе из отпарной колонны напра­вляется насосом 35 через холодильник 36 в резервуар.
  Во избежание заноса капель битума деасфальтизации в конденсатор-холодильник 7 выходящие из сепаратора 24 пары пропана обычно пропускаются через  горизонтальный  цилиндрический  каплеотбойник. Для удаления сероводорода часть паров пропана проходит через колонну, заполненную вод­ным раствором щелочи (каплеотбойник и колонна щелочной очистки на схеме не показаны).

    Основное назначение процесса — удаление асфальтенов 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.
    В результате процесса из гудрона почти нацело удаляются асфальтены, на 60—75 % тяжелые агрес­сивные металлы и основное количество золообразующих 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. 1. Гудрон, нагнетаемый насосом 1, 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 деасфадьтизата 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.
   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.

    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 деасфальтизат. 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. 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 110—115°С. Подача сырья регулируется в зависи­мости от уровня жидкости в нижней части абсорбера регулятором уровня, клапан которого установлен на нагнетательной линии насоса 1.
Под нижнюю тарелку абсорбера вводятся пары азеотропной смеси. Нисходящий поток сырья, встре­чаясь с поднимающимися парами, абсорбирует из 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 дистиллятного 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 деасфальтизатов.
     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 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 экстр актному 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 °С. 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.

    Установка очистки нефтяных масляных фракций предназначена для удаления из нефтяного масляного сырья нежелательных компонентов с целью получе­ния рафината [б]. 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 дистиллятных 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 однопоточ­ные, так и укрупненные комбинированные (двух­поточные) 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. 1 показаны техно­логическая линия очистки одного потока сырья (вторая линия тождественна первой) и общий блок регенерации фурфурола из смеси экстрактных рас­творов и водных растворов.
    Сырье насосом 1 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 вакуум-создающей системы. Забираемое с низа деаэратора 3 насосом 6 сырье охлаждается в теплообменнике 8, воздушном и водяном холо­дильниках 5 и 10 и поступает в нижнюю часть роторно-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 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 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 81 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.

    Установка для очистки концентратов (или гудронов 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. 1.
    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 °С 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 ко­лонны 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 / 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).

    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.
    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 °о 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 брызгоотделитель 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 (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.

    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. 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 влажного 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.

    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 рафинаты низкокипящих масляных фракций. Целевой продукт — депарафинированное масло с темпера­турой застывания от —45 до —55 °С, побочный продукт — гач. Выход депарафинированного масла составляет 55—65 °п (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. 1.
    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 11 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——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.

    Установка предназначена для получения нефтя­ных масел с низкой температурой застывания, но в этом процессе кристаллизация твердых углеводо­родов проходит не в регенеративных кристаллиза торах, как обычно, а в кристаллизаторе смешения [11-13].                          
    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.  
    Сырьем установки являются рафинаты селектив­ной очистки; целевой продукт — депарафинирован-ное масло, побочный продукт — гач или петролатум. 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. 1.
    Сырье — рафинат — нагревается в паровом по­догревателе 1 и поступает в кристаллизатор смеше­ ния 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 II.
    Фильтрат II ступени собирается в вакуум-при­емнике 12 и затем насосом 14 подается в кристаллиза тор смещения 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 11 и 12.

    Процесс непрерывной адсорбционной очистки, разработанный ВНИИ НИ [1—З], 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. 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 бун-кера-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 И).
    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 разгрузи-тель 3. В ступенчато-противоточном регенераторе 4 адсорбент регенерируется в псевдоожиженном слое. Псевдоожижение создается воздухом, подаваемым воздуходувкой 1 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-разтрузитель 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 35. Другими аппаратами в этой секции яв­ляются: кипятильник 35, конденсаторы-холодиль­ники 28 и 37, фильтр-пресс 41 и холодиль­ник 42.

Температура в основных аппаратах:

    Разбавление сырья растворителем составляет от 1 : 0,5 до 1 : 4 по объему для получения раствора сырья с вязкостью не более 2,5 — 3 мм²с 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).

    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.) и 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 1.
    Сырье — сероводородсодержащий газ (техниче­ский сероводород) — освобождается от увлеченного моноэтаноламина и воды в приемнике 1 и нагревается до 45—50 °С в пароподогревателе 2. Затем 89 % (масс.) от общего количества сероводородсодержащего 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 а 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 ка-и меру смешения вспомогательной топки I каталитической ступени 11. В камеру сжигания топки поступает сероводородсодержащий газ и воздух от воздуходувки 5.
    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—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 дожига 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.