ВУЗ: Не указан
Категория: Не указан
Дисциплина: Не указана
Добавлен: 10.11.2023
Просмотров: 236
Скачиваний: 5
ВНИМАНИЕ! Если данный файл нарушает Ваши авторские права, то обязательно сообщите нам.
сырья и цели процесса лежит в пределах 3-10 МПа. Для данного процесса оптимальным считается давление в пределах 4,5-5,8 МПа, при этом парциальное давление водорода составляет 1,5–3,7 МПа. Чем тяжелее очищаемых продукт, тем больше в нем непредельных углеводородов, тем выше должно быть парциальное давление водорода в водородсодержащем газе на входе в реактор. С повышением парциального давления водорода улучшается степень очистки, уменьшается коксообразование, увеличивается срок службы катализатора.
Увеличение объёма циркулирующего водорода снижает
коксообразование на катализаторе, поэтому процесс ведётся при подаче 380-500 нм3 циркулирующего ВСГ на 1м3 жидкого сырья. Для нормального течения реакций гидрообессеривания концентрация водорода в водородсодержащем газе должна поддерживаться не ниже 74% объёмных.
Водород при гидроочистке расходуется на гидрирование, растворение и отдув. Расход водорода на гидрирование зависит в наибольшей степени от содержания непредельных, а также смол в сырье и колеблется от 0,1% на прямогонный бензин до 1,3% на бензин коксования и вакуумный газойль. Потери водорода на растворение в жидких продуктах реакции возрастает с увеличением молекулярной массы очищаемого продукта и общего давления в системе.
Объёмная скорость влияет на степень и избирательность обессеривания, а также на соотношение интенсивности реакций
гидроочистки или гидрокрекинга. С учётом принятой проектом глубины обессеривания оптимальной считается объёмная скорость в пределах 0,8–1,2 час -1.
Большую роль в проведении процесса гидроочистки играет активность катализатора. Чем выше активность катализатора, тем с более высокой объёмной скоростью можно проводить процесс, обеспечивая заданную глубину обессеривания. Активность катализатора - величина относительная, показывающая насколько обессеривающая способность данного катализатора отличается от обессеривающей способности эталонного катализатора для одного и того же нефтепродукта.
Для гидрогенизационных процессов переработки сернистых нефтепродуктов наибольшее распространение получили алюмокобальтмолибденовый и алюмоникельмолибденовый катализаторы, так как они обладают высокой активностью в разрыве связей С–S, C–N, C– O, в реакциях насыщения алкеновых двойных связей, малой активностью в реакциях полимеризации и конденсации, высокой термической стойкостью
и практически полной нечувствительностью к каталитическим ядам.
Основное количество сырья –вакуумный дистиллят фракция 350–550оС поступает из резервуаров товарного производства на приём насоса Н1 и далее нагревается последовательно в теплообменниках:
Нагретое сырьё с температурой не выше 310оС поступает в буферную ёмкость Е1. Из буферной ёмкости Е1 вакуумный дистиллят через фильтр Ф1 поступает на приём сырьевых насосов Н2, Н3 которые двумя параллельными потоками подают сырьё в тройники смешения с потоком циркулирующего водородсодержащего газа (ВСГ), нагнетаемыми поршневыми компрессорами ПК1, ПК2.
Циркулирующий ВСГ после очистки раствором МЭА от сероводорода в абсорбере К1 поступает в сепаратор С4, где отбивается от капель унесённого раствора МЭА, и далее на приём поршневых компрессоров ПК1, ПК2. В сепаратор С4 также поступает свежий ВСГ с установки производства водорода газокаталитического производства и с производственных площадок «Новойл» и
«УНХ». Для поддержания постоянной концентрации водорода в циркулирующем ВСГ не ниже 74% объемных, часть газа из абсорбера К2 отдувается на установки Л-24-5, Л-24-7, ГОБКК газокаталитического производства завода.
Из С4 ВСГ подаётся компрессорами ПК1, ПК2 двумя параллельными потоками в межтрубное пространство теплообменников Т8 и Т9, где нагревается
за счёт тепла ВСГ из горячего сепаратора С1, и далее поступает в тройники смешения.
После теплообменников Т11, Т13 окончательный нагрев ГСС до температуры 320–400оС осуществляется в печи П1, которую она проходит двумя параллельными потоками. Газосырьевая смесь выходит из печи П1 четырьмя потоками, объединяется в два потока и далее два нисходящих потока разделяются на четыре поступающих в
параллельно работающие реакторы Р1,Р2,Р3,Р4. Причём схема выполнена так, что I поток поступает в реакторы Р1 и Р2, а II поток
– в реакторы Р3 и Р4. Из реакторов газопродуктовая смесь поступает двумя потоками в трубное пространство теплообменников: Т12, Т13 - из реакторов Р1, Р2; Т10, Т11 - из реакторов Р3, Р3, где отдаёт тепло потокам ГСС, и поступает в горячий сепаратор высокого давления С1.
В сепараторе С1 при давлении не выше 50,0 кгс/см2 и температуре не выше 320оС происходит отделение ВСГ от нестабильного гидрогенизата.
ВСГ с парами нефтепродукта с верха сепаратора С1 проходит двумя параллельными потоками через трубные пространства теплообменников Т8, Т9, где отдаёт тепло циркулирующему ВСГ. Объединённый поток ВСГ после теплообменников Т8, Т9 проходит через смеситель И1, где смешивается с химочищенной водой (ХОВ), подаваемой насосами Н4, для предотвращения образования сульфидов аммония и забивки трубок АВО. Затем ВСГ последовательно охлаждается в аппаратах воздушного охлаждения АВО1 и водяном холодильнике Х1, оборотной водой II системы до температуры не выше 45оС. После чего поступает в холодный сепаратор высокого давления С2, где отделяется от остатков гидрогенизата и ХОВ. ВСГ из сепаратора С2 поступает в сепаратор высокого давления С3, где происходит окончательное отделение гидрогенизата. Из сепаратора С3 ВСГ направляется в абсорбер К2 для очистки от сероводорода раствором моноэтаноламина.
Нестабильный гидрогенизат из сепаратора С1 через печь П2 направляется на блок стабилизации в колонну К1.
Гидрогенизат из средней части сепаратора С2 и из нижней части сепаратора С3 выводится в колонну К1 через трубное пространство теплообменника Т14, где
нагревается за счет тепла промежуточного циркуляционного орошения (ПЦО) колонны К1. Гидрогенизат после теплообменника Т14 может подаваться в реактор Р201 для регулирования температурного режима в нижней части реактора Р201.
Технологический конденсат (вода) из нижней части сепаратора С2 выводится в ёмкость сбора технологического конденсата Е209 секции 200 через Н9.
1.5.2. Блок стабилизации
Основное количество нестабильного гидрогенизата из сепаратора С1 нагревается в змеевиках печи П2 до температуры не выше 370оС и поступает на 23-ю тарелку колонны К1, где происходит его стабилизация. Бала. Гидрогенизат из С2 и С3 подаётся под глухую 17-ю тарелку К1. Для исключения термического разложения гидрогенизата и лучшей отпарки лёгких углеводородов в нижнюю часть колонны К1 подаётся перегретый в змеевиках конвекционной камеры печи П2 водяной пар.
С верха К1 углеводородный газ, сероводород, водяной пар и пары бензина проходят через аппарат воздушного охлаждения АВО2, где происходит охлаждение и конденсация паров и газов, а затем через водяной холодильник Х2, и с температурой не выше 65оС поступают в рефлюксную ёмкость Е2, где происходит отделение жидкой фазы от газообразной, а также нестабильного бензина от технологического конденсата.
Углеводородный газ с сероводородом с верха ёмкости Е2 направляется в абсорбер К4 для очистки газа от сероводорода раствором моноэтаноламина.
Технологический конденсат с нижней части емкости Е2 откачивается насосами Н7 в буферную ёмкость зачистки технологического конденсата Е209 секции 200. Так же схемой предусмотрена возможность вывода технологического
-
Кратность циркуляции водородсодержащего газа
Увеличение объёма циркулирующего водорода снижает
коксообразование на катализаторе, поэтому процесс ведётся при подаче 380-500 нм3 циркулирующего ВСГ на 1м3 жидкого сырья. Для нормального течения реакций гидрообессеривания концентрация водорода в водородсодержащем газе должна поддерживаться не ниже 74% объёмных.
-
Расход водорода
Водород при гидроочистке расходуется на гидрирование, растворение и отдув. Расход водорода на гидрирование зависит в наибольшей степени от содержания непредельных, а также смол в сырье и колеблется от 0,1% на прямогонный бензин до 1,3% на бензин коксования и вакуумный газойль. Потери водорода на растворение в жидких продуктах реакции возрастает с увеличением молекулярной массы очищаемого продукта и общего давления в системе.
-
Объёмная скорость подачи сырья
Объёмная скорость влияет на степень и избирательность обессеривания, а также на соотношение интенсивности реакций
гидроочистки или гидрокрекинга. С учётом принятой проектом глубины обессеривания оптимальной считается объёмная скорость в пределах 0,8–1,2 час -1.
-
Активность катализатора
Большую роль в проведении процесса гидроочистки играет активность катализатора. Чем выше активность катализатора, тем с более высокой объёмной скоростью можно проводить процесс, обеспечивая заданную глубину обессеривания. Активность катализатора - величина относительная, показывающая насколько обессеривающая способность данного катализатора отличается от обессеривающей способности эталонного катализатора для одного и того же нефтепродукта.
Для гидрогенизационных процессов переработки сернистых нефтепродуктов наибольшее распространение получили алюмокобальтмолибденовый и алюмоникельмолибденовый катализаторы, так как они обладают высокой активностью в разрыве связей С–S, C–N, C– O, в реакциях насыщения алкеновых двойных связей, малой активностью в реакциях полимеризации и конденсации, высокой термической стойкостью
и практически полной нечувствительностью к каталитическим ядам.
-
Описание технологической схемы процесса
-
Реакторный блок
Основное количество сырья –вакуумный дистиллят фракция 350–550оС поступает из резервуаров товарного производства на приём насоса Н1 и далее нагревается последовательно в теплообменниках:
-
в трубном пространстве Т1 – за счёт тепла лёгкого газойля каталитического крекинга (ЛКГ) секции 200; -
в трубном пространстве Т2 – за счёт тепла тяжёлого газойля каталитического крекинга (ТКГ) секции 200; -
в межтрубном пространстве Т3 – за счёт тепла остатка секции 200 (фракции больше 420оС); -
в трубном пространстве Т4 – за счёт тепла I ПЦО колонны К201 секции 200; -
в межтрубном пространстве Т5 – за счёт тепла II ПЦО колонны К201 секции 200; -
в межтрубном пространстве Т6 – за счёт тепла НЦО колонны К201 секции 200; -
в трубном пространстве Т7 – за счёт тепла гидроочищенного вакуумного дистиллята.
Нагретое сырьё с температурой не выше 310оС поступает в буферную ёмкость Е1. Из буферной ёмкости Е1 вакуумный дистиллят через фильтр Ф1 поступает на приём сырьевых насосов Н2, Н3 которые двумя параллельными потоками подают сырьё в тройники смешения с потоком циркулирующего водородсодержащего газа (ВСГ), нагнетаемыми поршневыми компрессорами ПК1, ПК2.
Циркулирующий ВСГ после очистки раствором МЭА от сероводорода в абсорбере К1 поступает в сепаратор С4, где отбивается от капель унесённого раствора МЭА, и далее на приём поршневых компрессоров ПК1, ПК2. В сепаратор С4 также поступает свежий ВСГ с установки производства водорода газокаталитического производства и с производственных площадок «Новойл» и
«УНХ». Для поддержания постоянной концентрации водорода в циркулирующем ВСГ не ниже 74% объемных, часть газа из абсорбера К2 отдувается на установки Л-24-5, Л-24-7, ГОБКК газокаталитического производства завода.
Из С4 ВСГ подаётся компрессорами ПК1, ПК2 двумя параллельными потоками в межтрубное пространство теплообменников Т8 и Т9, где нагревается
за счёт тепла ВСГ из горячего сепаратора С1, и далее поступает в тройники смешения.
После теплообменников Т11, Т13 окончательный нагрев ГСС до температуры 320–400оС осуществляется в печи П1, которую она проходит двумя параллельными потоками. Газосырьевая смесь выходит из печи П1 четырьмя потоками, объединяется в два потока и далее два нисходящих потока разделяются на четыре поступающих в
параллельно работающие реакторы Р1,Р2,Р3,Р4. Причём схема выполнена так, что I поток поступает в реакторы Р1 и Р2, а II поток
– в реакторы Р3 и Р4. Из реакторов газопродуктовая смесь поступает двумя потоками в трубное пространство теплообменников: Т12, Т13 - из реакторов Р1, Р2; Т10, Т11 - из реакторов Р3, Р3, где отдаёт тепло потокам ГСС, и поступает в горячий сепаратор высокого давления С1.
В сепараторе С1 при давлении не выше 50,0 кгс/см2 и температуре не выше 320оС происходит отделение ВСГ от нестабильного гидрогенизата.
ВСГ с парами нефтепродукта с верха сепаратора С1 проходит двумя параллельными потоками через трубные пространства теплообменников Т8, Т9, где отдаёт тепло циркулирующему ВСГ. Объединённый поток ВСГ после теплообменников Т8, Т9 проходит через смеситель И1, где смешивается с химочищенной водой (ХОВ), подаваемой насосами Н4, для предотвращения образования сульфидов аммония и забивки трубок АВО. Затем ВСГ последовательно охлаждается в аппаратах воздушного охлаждения АВО1 и водяном холодильнике Х1, оборотной водой II системы до температуры не выше 45оС. После чего поступает в холодный сепаратор высокого давления С2, где отделяется от остатков гидрогенизата и ХОВ. ВСГ из сепаратора С2 поступает в сепаратор высокого давления С3, где происходит окончательное отделение гидрогенизата. Из сепаратора С3 ВСГ направляется в абсорбер К2 для очистки от сероводорода раствором моноэтаноламина.
Нестабильный гидрогенизат из сепаратора С1 через печь П2 направляется на блок стабилизации в колонну К1.
Гидрогенизат из средней части сепаратора С2 и из нижней части сепаратора С3 выводится в колонну К1 через трубное пространство теплообменника Т14, где
нагревается за счет тепла промежуточного циркуляционного орошения (ПЦО) колонны К1. Гидрогенизат после теплообменника Т14 может подаваться в реактор Р201 для регулирования температурного режима в нижней части реактора Р201.
Технологический конденсат (вода) из нижней части сепаратора С2 выводится в ёмкость сбора технологического конденсата Е209 секции 200 через Н9.
1.5.2. Блок стабилизации
Основное количество нестабильного гидрогенизата из сепаратора С1 нагревается в змеевиках печи П2 до температуры не выше 370оС и поступает на 23-ю тарелку колонны К1, где происходит его стабилизация. Бала. Гидрогенизат из С2 и С3 подаётся под глухую 17-ю тарелку К1. Для исключения термического разложения гидрогенизата и лучшей отпарки лёгких углеводородов в нижнюю часть колонны К1 подаётся перегретый в змеевиках конвекционной камеры печи П2 водяной пар.
С верха К1 углеводородный газ, сероводород, водяной пар и пары бензина проходят через аппарат воздушного охлаждения АВО2, где происходит охлаждение и конденсация паров и газов, а затем через водяной холодильник Х2, и с температурой не выше 65оС поступают в рефлюксную ёмкость Е2, где происходит отделение жидкой фазы от газообразной, а также нестабильного бензина от технологического конденсата.
Углеводородный газ с сероводородом с верха ёмкости Е2 направляется в абсорбер К4 для очистки газа от сероводорода раствором моноэтаноламина.
Технологический конденсат с нижней части емкости Е2 откачивается насосами Н7 в буферную ёмкость зачистки технологического конденсата Е209 секции 200. Так же схемой предусмотрена возможность вывода технологического