Файл: Отчет по практике наименование практики Производственная практика 2.docx

При температуре выше 430^оС начинается реакция рекомбинации сероводорода с углеводородами. Для снятия избыточного тепла экзотермической реакции гидрокрекинга между слоями катализатора первого и второго реакторов предусмотрена подача квенча – холодного циркулирующего ВСГ.

Процесс протекает в среде водородсодержащего газа (ВСГ), при следующих параметрах:

парциальное давление водорода 14,32 МПа(абс);

температура в слое катализатора 367/433 ^оС;

объемная скорость подачи сырья 0,64 ч^-1;

кратность циркуляции ВСГ не менее 500 нм³/м³ сырья.

Схемой предусмотрены компрессоры:

компрессор циркулирующего ВСГ – центробежный;

компрессор свежего газа – дожимной, поршневой со 100% резервом.

Свежий газ подается в линию нагнетания циркуляционного компрессора.

Сепарация принята горячая, двухступенчатая.

Газопродуктовая смесь гидрокрекинга из реакторов разделяется в горячем сепараторе высокого давления (ГСВД). Жидкая фаза ГСВД после дросселирования направляется в горячий сепаратор низкого давления (ГСНД), в котором разделяется на гидрогенизат и углеводородный газ. Газовая фаза из ГСВД охлаждается в теплообменнике и АВО и направляется в холодный сепаратор высокого давления (ХСВД), в котором разделяется на циркулирующий водородсодержащий газ и жидкие углеводороды.

В циркуляционном контуре перед АВО парогазовой смеси предусмотрена подача промывной воды для отмывки аммонийных солей.

Углеводородный газ из ГСНД и жидкие углеводороды из ХСВД направляются в холодный сепаратор низкого давления (ХСНД).

Из горячего сепаратора низкого давления гидрогенизат поступает в отпарную колонну.

В отпарной колонне происходит отпарка сероводорода, углеводородного газа, легкого бензина и воды от гидрогенизата. Для отпарки используется водяной пар среднего давления.

Для обеспечения требований по качеству получаемых бензинов предусмотрены дебутанизатор и колонна разделения бензина.

Разделение отпаренного гидрогенизата на товарные компоненты происходит во фракционирующей колонне. Для нагрева сырья фракционирующей колонны предусмотрена печь. В куб колонны предусмотрена подача водяного пара среднего давления.

Боковыми погонами выводится керосин и дизельное топливо. Для получения требуемого качества керосина предусмотрен стриппинг керосина. Подвод тепла осуществляется ребойлером. Для получения требуемого качества дизельного топлива (температуры вспышки) предусмотрен стриппинг дизельного топлива. Подвод тепла осуществляется паром среднего давления.

---

Кубовым продуктом является остаток гидрокрекинга.

---

2.4 Процесс аминовой очистки

Для очистки циркулирующего ВСГ и углеводородных газов предусмотрена очистка от сероводорода в абсорберах 35% раствором МДЭА.

Химизм процесса аминовой очистки.

Метилдиэтаноламин реагирует с H₂S с образованием гидросульфида или сульфида амина, причем равновесие реакции устанавливается мгновенно.

H₂S + СН₃(СН₂ОНСН₂)₂N HS^- + СН₃(СН₂ОНСН₂)₂NН⁺

МДЭА очень медленно вступает в реакцию с СО₂:

СО₂+ СН₃(СН₂ОНСН₂)₂N НСО₃ ^- + СН₃(СН₂ОНСН₂)₂NН⁺

Влияние параметров на процесс аминовой очистки.

Основными технологическими параметрами, влияющими на процесс очистки углеводородного газа от сероводорода в абсорбере МДЭА, являются:

температура абсорбции;

давление;

качество аминового раствора.

Температура.

Температура в абсорбере определяется температурой регенерированного раствора и выделяющейся теплотой реакции взаимодействия H₂S с МДЭА.

Температура регенерированного раствора должна обеспечить требуемую степень очистки газа, т.е. равновесное давление H₂S над регенерированным раствором должно быть ниже парциального давления в очищенном газе.

Хемосорбция сероводорода раствором МДЭА лучше всего протекает при низких температурах. Температура регенерированного раствора МДЭА должна быть на 5-6 °С выше температуры подаваемого в колонну углеводородного газа, для предотвращения конденсации тяжелых углеводородов, содержащихся в газе.

Понижение температуры приводит к повышению извлечения сероводорода за счет сдвига равновесия экзотермического процесса абсорбции, но снижает селективность процесса вследствие возрастания растворимости углеводородов в растворе абсорбента.

Увеличение температуры повышает селективность

---

процесса по отношению к кислым компонентам, но может привести к возрастанию остаточного содержания кислых компонентов в очищенном газе.

Давление.

Повышение давления при неизменных температуре и концентрации МДЭА приводит к большему извлечению H₂S.

Качество раствора МДЭА.

С повышением концентрации раствора его абсорбционная способность увеличивается. Использование раствора с более высокой концентрацией дает возможность снизить циркуляцию раствора и уменьшить тепловые и энергетические затраты на нагрев и перекачку раствора. Однако при этом в результате большей абсорбции кислых компонентов повышается температура насыщенного раствора в кубе абсорбера, что приводит к снижению движущей силы процесса и ухудшению условий очистки. Концентрированный раствор амина имеет большую растворяющую способность по отношению к углеводородным компонентам газа.

При увеличении концентрации МДЭА так же повышается температура кипения раствора, а, следовательно, расход пара при регенерации, кроме того, вязкий раствор амина проявляет большую склонность к вспениванию.

Для предотвращения вспенивания применяется антивспениватель, который подается в систему постоянно небольшими порциями.

3. Описание технологической схемы и вспомогательных систем

3.1 Сырьевой блок

Описание поточной схемы:

Вакуумный газойль (сырье, ВГО) с установок ЭЛОУ-АВТ и/или из пром. парка с температурой 60÷90 °С поступает в паровой подогреватель холодного сырья Т-23, где нагревается до 120 °С паром среднего давления, затем теплообменник сырье/среднее ЦО Т-21, где нагревается до 140 °С, проходит фильтр сырья с автоматической обратной промывкой Ф-01 и направляется в отстойник сырья Е-01. Промывка фильтра Ф-01 осуществляется обратным ходом потоком отфильтрованного сырья. Промывочная жидкость направляется в емкость сбора промывочной жидкости Е-32. Из емкости Е-32 жидкая фаза откачивается насосами Н-32А/В за границу установки.

3.2 Реакторный блок

Описание поточной схемы:

Из емкости Е-01 вакуумный газойль забирается насосом Н-01А/В и подается на смешение с холодным циркулирующим водородсодержащим газом от компрессора ЦК-02. После смешения газосырьевая смесь направляется последовательно в теплообменники Т-04, Т-02/1,2, Т-01/1,2, где нагревается за счет тепла газопродуктовой смеси, выходящей из реактора гидрокрекинга Р-02. Часть вакуумного газойля с нагнетания Н-01А/В подается в Т-01/1,2 минуя теплообменники Т-04 и Т-02/1,2. После теплообменника Т-01/1,2 газосырьевая смесь подается на смешение с горячим

---

циркулирующим водородсодержащим газом, нагретым в печи П-01, и далее последовательно в реактор предварительной обработки Р-01 и реактор гидрокрекинга Р-02. В реакторах предварительной обработки Р-01 и гидрокрекинга Р-02 предусмотрено по три слоя катализатора с плотной загрузкой. Технологической схемой предусмотрен контроль температуры каждого слоя катализатора. Для снятия избыточного тепла реакции гидрокрекинга между секциями реактора предусмотрена подача «квенча» - холодного водородсодержащего газа, расходы которого регулируются в зависимости от температуры в слоях катализатора. Газопродуктовая смесь гидрокрекинга из Р-02 направляется последовательно в теплообменники Т-01/1,2, Т-02/1,2, Т-03, Т-04, где отдает свое тепло газосырьевой смеси и циркулирующему ВСГ, и далее в горячий сепаратор высокого давления С-02, где происходит разделение смеси на водородсодержащий газ, насыщенный углеводородами, и нестабильный продукт гидрокрекинга (гидрогенизат).

Парогазовая фаза из горячего сепаратора высокого давления С-02, содержащая в основном ВСГ, охлаждается последовательно в теплообменниках Т-05, Т-06, поступает в смеситель промывочной воды М-01, в который подается вода насосом циркуляции промывочной воды Н-02А/В, охлаждается в воздушном холодильнике ХВ-01 и поступает в холодный сепаратор высокого давления С-04 (трехфазный сепаратор), где происходит разделение смеси на неочищенный циркулирующий ВСГ, жидкие углеводороды и кислую воду.

Газовая фаза из сепаратора С-04 (неочищенный циркулирующий ВСГ, пары ХСВД) направляется в каплеотбойник абсорбера циркуляционного газа С-07 и далее в абсорбер циркулирующего ВСГ К-01. Регенерированный раствор МДЭА на очистку циркулирующего ВСГ насосом Н-03А/В подается на верхнюю тарелку абсорбера К-01. Очищенный от сероводорода циркулирующий ВСГ с верха К-01 направляется в сепаратор на приеме циркуляционного компрессора С-08 и далее на прием циркуляционного компрессора ЦК-02. Циркулирующий ВСГ с нагнетания ЦК-02 тремя потоками направляется в реакторный блок гидрокрекинга: первый поток направляется в узел смешения с холодным вакуумным газойлем перед Т-04; второй поток нагревается последовательно в теплообменниках Т-05, Т-03, печи нагрева циркуляционного газа П-01 и направляется в узел смешения с горячей газосырьевой смесью гидрокрекинга; третий поток подается в виде «квенча» для регулирования температуры в слое катализатора реакторов Р-01 и Р-02. В линию нагнетания циркуляционного компрессора ЦК-02 подается водород от компрессора подпиточного водорода ПК-01А/В.

---