Размещено на http://www.allbest.ru/

Введение

Применение дизельных топлив с высоким содержанием серы ведет к дополнительному коррозионному износу деталей двигателей, при этом быстроходные форсированные двигатели, которые широко внедряются на транспорте, подвергаются коррозии больше, чем двигатель со сравнительно небольшим числом оборотом.

При сгорании сернистых дизельных топлив образуются окислы серы SO₂ и SO₂, которые в зоне пониженных температур вместе с конденсирующимися парами воды образуют сернистую и серную кислоты и оказывают сильное корродирующее действие на металл двигателя. Борьбу с сернистой коррозией ведут способами: во-первых, применением устойчивых против коррозии металлов для гильзцилиндров и поршневых колец; во-вторых, применением присадок к топливам и маслам, нейтрализующих агрессивное действие продуктов сгорания серы; в-третьих, очисткой топлив от сернистых соединений. В настоящем дипломном проекте рассматривается третий способ борьбы с сернистой коррозией.

Проблема очистки дизельных и других дистиллятных топлив от серы технически решена. Разработана несколько технологических процессов, обеспечивающих в той или иной степени удаления серы из топлив. К таким процесса относятся: очистка топлив серной кислотой, селективными растворителями, адсорбентами; гидроочистка и др.

Наиболее эффективные результаты обессеривания получаются при легком гидрировании сернистых продуктов, т.е. при гидроочистке. Под гидроочисткой в отличие от деструктивной гидрогенизации понимается процесс присоединения водорода к органическим веществам без изменения их углеродного скелета.

Гидроочистка проводится на специальных катализаторах под давлением от 10 до 50 ат при температуре 350-420єС.

Быстрому увеличению числа установок гидроочистки способствовала внедрение в нефтепереработку процессов каталитического риформинга, дающих относительно большое количество дешевого побочного водорода. Кроме того, внедрению гидроочистки способствовала также гибкость процесса, допускающего обессеривание различных видов нефтепродуктов на одной и той же установке [5].

1. Назначение гидроочистки

В настоящее время процесс гидроочистки применяют для очистки от серы легких и средних дистиллятных топлив (бензинов, лигроинов и керосинов), для очистки сырья, направляемого на каталитический риформинг, для очистки дизельных топлив прямогонного и крекингового происхождения, для очистки сырья каталитического крекинга.

В последнее время начали применять гидроочистку для улучшения качества смазочных и изоляционных масел и парафина.

При гидроочистке не только удаляется сера из нефтепродуктов, но и улучшаются их цвет и запах, повышаются стабильность и цетановое число дизельных топлив и индекс вязкости смазочных масел, значительно улучшается качество парафина, используемого как сырье для производства жирных кислот.

Следовательно, гидроочистка может быть включена в технологическую схему любого нефтеперерабатывающего завода для очистки и улучшения качества практически всех нефтепродуктов [5].

2. Теоретические основы процесса гидроочистки и влияние условий

Процесс гидроочистки дизельных топлив и топлива для реактивных двигателей основывается на реакциях каталитического разложения сернистых, азотистых и кислородсодержащих соединений, протекающих в присутствии катализаторов ГКД-202 и алюмокобельтмолибденовых (АКМ) или других катализаторов, допущенных к производству.

Одновременно с реакциями деструкции сернистых, азотистых и кислородсодержащих органических соединений и насыщения непредельных углеводородов протекают многочисленные побочные реакции: изомеризации нафтеновых и парафиновых углеводородов, гидрирования ароматических углеводородов, гидрокрекинга и другие.

Реакции каталитического разложения сернистых соединений в присутствии водорода протекают по следующим схемам:

Меркаптаны (тиолы): R - SH + H₂ > RH + H₂S

Дисульфиды: RS - SR + 3H₂ > 2RH + 2H₂S

Сульфиды ациклические: R - S - R + 2H₂ > RH + RH + H₂S

Моноциклические:

Бициклические:

Тиофены:

Бензотиофены:

Глубина протекания этих реакций зависит от температуры, парциального давления водорода, активности катализатора и других факторов.

Константа равновесия реакции водорода с сернистыми соединениями при температурах от 300⁰ до 400⁰ С достаточно велика, т.е. реакции протекают практически до конца.

Глубина сероочистки нефтепродуктов гидрированием может быть доведена до очень большой величины и фактором, лимитирующим глубину сероочистки в процессе гидроочистки, является только скорость реакции гидрирования.

Скорость реакции гидрирования сернистых соединений уменьшается по мере утяжеления фракционного состава сырья. На скорость гидрирования сернистых соединений оказывает влияние наличие в сырье азотистых соединений, а также характер строения самих сернистых соединений. Циклические соединения типа тиофена наиболее трудно поддаются превращениям.

Скорость гидрирования сернистых соединений возрастает с повышением температуры и парциального давления водорода.

Гидроочистка сернистых нефтепродуктов прямой перегонки нефти протекает с относительно небольшим выделением тепла от 50 до 84 кДж/кг сырья.

При реакции гидроочистки одновременно с удалением серы происходит разложение азотистых и кислородсодержащих соединений.

Реакции гидрирования кислородсодержащих соединений протекают с выделением воды по следующим схемам:

Фенол:

Гидроперекись циклогексана:

Гидроперекись гептана: C₇H₁₅OOH + 2H₂ > C₇H₁₆ + 2H₂O

Органические кислоты: R - COOH + 2H₂ > RH + 2H₂O

Кислородсодержащие соединения легко реагируют с водородом.

Реакции азотсодержащих соединений с выделением аммиака протекают по схемам:

пиридин:

хинолин:

пирол:

Азотистые соединения, как правило, подвергаются гидрированию труднее, чем сернистые и кислородсодержащие соединения.

Олефиновые углеводороды в процессе гидроочистки легко гидрируются, превращаясь в соответствующие парафиновые углеводороды: CH₃ - CH = CH - CH₂ - CH₃ +H >C₆H₁₄

Олефиновые углеводороды при высоких температурах быстрее углеводородов других классов образуют кокс, который осаждается в печах и на катализаторе.

Металлоорганические соединения в процессе гидроочистки в равной степени разрушаются, а выделяющиеся при этом металлы отлагаются на катализаторе.

Основные параметры технологического процесса. Их влияние на гидроочистку дизельных фракций.

На процесс гидроочистки влияют следующие условия: качество сырья, объемная скорость подачи сырья, соотношение объемов водородсодержащего газа и сырья, объёмная доля водорода в циркулирующем водородсодержащем газе, температура, давление, активность катализатора.

Качество сырья.

Технологические условия процесса гидроочистки дизельных топлив различного происхождения различны и по сравнению с условиями гидроочистки бензинов и керосинов более жесткие.

Скорость гидрогенизационного обессеривания уменьшается с увеличением молекулярного веса очищаемой фракции. Объясняется это увеличением вязкости фракции и увеличением содержания тиофеновой серы, трудно удаляемой в процессе гидроочистки.

При переработке фракций вторичного происхождения характер гидрирования изменяется - концентрация водорода в водородсодержащем газе, должна быть выше.

Изменение содержания серы, непредельных соединений (йодного числа) влияет на расход водорода и выделение тепла.

Изменение фракционного состава (температуры вспышки) сырья влечет за собой изменение режима на блоке стабилизации.

Температура

Процесс гидроочистки дизельных дистиллятов проводится при температуре 340-420⁰С.

В начале рабочего цикла устанавливается минимальная температура, обеспечивающая заданную глубину очистки сырья.

Правильно выбранный интервал рабочих температур обеспечивает как требуемое качество, так и длительность межрегенерационного пробега и общего срока службы катализатора. Степень обессеривания возрастает с повышением температуры. Рост степени обессеривания пропорционален повышению температуры до определенных пределов. При температуре выше максимально допустимой увеличивается скорость реакций разложения по сравнению со скоростью реакции гидрирования сернистых соединений, в связи, с чем уменьшается избирательность действия катализатора по отношению к сере и рост степени обессеривания замедляется, возрастает выход газа, легких продуктов и кокса. Увеличивается расход водорода и количество образовавшегося на катализаторе кокса. Поэтому температуру необходимо поддерживать, возможно низкой, насколько это совместимо с требуемым количеством продукта, чтобы свести до минимума скорость дезактивации катализатора.

Повышение температуры выше допустимой ускоряет реакции закоксовывания катализатора, не увеличивая сколько-нибудь существенно глубины очистки. Срок службы катализатора при этом существенно сокращается.

Давление

С ростом общего давления в процессе, при прочих равных условиях, растет парциальное давление водорода, что ускоряет реакцию гидрирования и способствует уменьшению возможности отложения кокса на катализаторе. Суммарное парциальное давление водорода слагается из раздельных влияний общего давления, концентрации водорода в циркуляционном газе и отношения водород: углеводородное сырье. Хотя все положительные результаты достигаются за счет увеличенного расхода водорода, целесообразно поддерживать и общее давление и содержание водорода в циркуляционном газе на максимально высоком уровне, насколько это допускается ресурсами свежего водородсодержащего газа и экономическими соображениями.

Заметное влияние парциального давления водорода на глубину гидроочистки в интервале значений от 1,0 до 5,0 МПа. Выше 5,0 МПа влияние давления на качество гидроочистки незначительно.

Объёмная скорость

Глубина очистки сырья зависит от объёмной скорости подачи сырья. Объёмной скоростью называется отношение объёма жидкого сырья, подаваемого в реактор за 1 час, к общему объёму катализатора:

Размерность объёмной скорости

С уменьшением объёмной скорости увеличивается глубина очистки сырья.

Объёмная скорость, а, следовательно, количество загружаемого катализатора, выбирается в зависимости от содержания серы в сырье, необходимого содержания серы в гидрогенизате и активности гидрирующего катализатора.

При гидроочистке прямогонных дистиллятов из сернистых нефтей (содержание серы не выше 1,0% масс.) объёмная скорость подачи сырья составляет 2,3 - 6,0 час^-1. Увеличение объёмной скорости жидкого сырья или уменьшение продолжительности контакта при скорости жидкого сырья ведет к снижению интенсивности всех каталитических и термических реакций. Однако при этом уменьшается расход водорода и образование кокса на катализаторе.

Оптимальная объёмная скорость для каждого конкретного вида сырья определяется опытным путем, при этом необходимо учитывать и другие факторы: тип и состояние катализатора, температуру, парциальное давление водорода, которые также влияют на степень обессеривания.

Для достижения требуемого качества топлива при высоких объёмных скоростях требуется ужесточение режима, т.е. применение более высоких температур и парциальных давлений. Ужесточение режима в значительно большей мере отражается на ухудшении экономических показателей, чем некоторое увеличение реакционного объёма.

Отношение водород: углеводородное сырье

При неизменных температуре, объёмной скорости и общем давлении отношение водород: углеродное сырье влияет на долю испаряющихся углеводородов, парциальное давление водорода и продолжительность контакта с катализатором. Каждый из этих факторов в свою очередь влияет на степень гидроочистки.

Приемлемая степень обессеривания (выше 94%) обеспечивается при изменении мольного отношения водород: углеводородное сырье в довольно широких пределах: от 5:1 до 15:1.

В промышленной практике объёмное отношение водород: углеводородное сырье или кратность циркуляции выражается отношением объёма водорода при нормальных условиях к объёму сырья. С точки зрения экономичности процесса заданное отношение целесообразно поддерживать циркуляцией водородсодержащего газа. В этом случае большое значение приобретает концентрация водорода в циркуляционном газе:

Концентрация водорода, % об. 100 90 80 70 60

Отношение водород: угле-

водородное сырье 200 220 250 286 300

Таким образом, чем ниже концентрация водорода в циркуляционном газе, тем больше его нужно подавать на 1 м³ сырья для обеспечения заданного отношения водород: углеводородное сырье.

Увеличение отношения циркуляционный газ - сырье в значительной степени определяет энергетические затраты. Кроме того, нужно иметь в виду, что с понижением концентрации водорода в циркуляционном газе несколько уменьшается безрегенерационный цикл работы катализатора. Если по условиям эксплуатации отсутствует возможность повысить концентрацию водорода в циркуляционном газе на входе в реактор до оптимального значения, то следует идти по пути повышения общего давления в системе (и, как следствие, повышение парциального давления водорода).

Увеличение отношения водород: сырье и, соответственно, повышение кратности циркуляции водородсодержащего газа влияет на фазовое состояние газо-сырьевой смеси на входе в реактор. При одних и тех же температуре и давлении снижение кратности циркуляции способствует сдвигу равновесия в сторону образования жидкой фазы, и наоборот, повышение кратности циркуляции способствует образованию паровой углеводородной фазы. Аналогичный эффект можно получить, изменяя давление в системе при постоянных кратности и температуре.

Снижение давления сдвигает равновесие в сторону образования паров, повышение - жидкости.

Активность катализатора

Высокая активность катализатора позволяет проводить процесс с более высокой объёмной скоростью и увеличивает глубину обессеривания.

Свежий катализатор ГКД-202 должен иметь индекс активности не менее 85%.

Свежий катализатор АКМ должен иметь относительную активность по обессериванию дизельного топлива не менее 96%.

В первоначальный момент активность свежего или отрегенерированного катализатора не достигает максимальной величины. Для достижения необходимого уровня активности он подвергается активации сульфидированием, при этом окисные формы активных элементов никеля, молибдена и кобальта переходят в более активные - сульфидные.

В процессе эксплуатации активность катализатора снижается за счет кокса на поверхности катализатора. Если коксообразование произошло при резких падениях давления в системе, повышении температуры на входе в реактор выше допустимой, прекращении циркуляции водородсодержащего газа, то для восстановления активности катализатора проводят его паро-воздушную регенерацию.

Постепенно катализатор «стареет» за счет рекристаллизации и изменения структуры поверхности, а также из-за адсорбции на поверхности катализатора металлоорганических и других веществ, блокирующих активные центры. В этом случае активность катализатора теряется безвозвратно и его заменяют на свежий [1,3,10].

3. Сырье и продукция

Характеристика исходного сырья, материалов, реагентов катализаторов, полуфабрикатов, изготовляемой продукции [10] приведена в таблице 3.1.

гидроочистка дизельное топливо двигатель

Таблица 3.1. - Характеристика исходного сырья, материалов, реагентов, катализаторов, полуфабрикатов, изготовляемой продукции

Наименование сырья, материалов, реагентов, катализаторов, полуфабрикатов, изготовляемой продукции	Номер государственного или отраслевого стандарта, технических условий стандарта предприятия	Показатели качества, обязательные для проверки	Норма (по ГОСТу, ОСТу, ТУ, СТП)
Фракция дизельного топлива прямогонная	СТП 0152307.02.60-89	Фракционный состав: 50% перегоняется при температуре,0С, не выше: для приготовления топлива марки «Л» для приготовления диз. топлива утяжеленного фракционного состава до 3600С перегоняется, %, не менее: для приготовления топлива марки «Л»; для приготовления диз. топлива утяжеленного фракционного состава; 2. Вязкость кинематическая при 200С, мм2/с, в пределах: для приготовления топлива марки «Л»; для приготовления диз. топлива утяжеленного фракционного состава 3. Температура вспышки, определяемая в закрытом тигле, 0С, не ниже	280 290 96 90 3,0-6,0 3,0-6,5 40
Фракция дизельного топлива каталитического крекинга	СТП 0152307.02.87-87	1. Фракционный состав: 1.1. 50% перегоняется при температуре, 0С, не выше: компонент дизтоплива (фракция 180-3600С) компонент дизтоплива утяжеленного фракционного состава 1.2. 96% перегоняется при температуре, 0С, не выше: компонент дизтоплива (фракция 180-3600С) 1.3. до 3600С перегоняется, %, не менее компонент дизтоплива утяжеленного фракционного состава 2. Температура вспышки, определяемая в закрытом тигле, 0С, не ниже	280 290 360 90 40
Водородсодержащий газ	СТП 0152307.02.101-87	Объемная доля водорода, %, в пределах Объемная доля сероводорода, %, не более	70-90 0,003
Катализатор ГКД-202	ТУ 38.101806-82	Диаметр гранул, мм, в пределах Насыпная плотность, г/см3, в пределах Массовая доля влаги после прокаливания при 6500С, %, не более	1,0-2,1 0,55-0,75 3,0
Катализатор АКМ	ТУ 38.101194-91	Диаметр гранул, мм Насыпная плотность, г/см3, в пределах Массовая доля влаги, удаляемой при 6500С (ЛПП), %, не более	2,0±0,5 0,67-0,85 2,5
Моноэтаноламин технический	ТУ 6-02-915-84	Массовая доля моноэтаноламина, %, не менее: Высший сорт 1 сорт 2 сорт 3 сорт плотность при 200С, г/см3, в пределах: высший сорт 1 сорт 2 сорт 3 сорт Массовая доля воды, %, не более Высший сорт 1 сорт 2 сорт 3 сорт	98,5 98,0 95,0 78,0 1,015-1,018 1,015-1,018 1,015-1,025 1,015-1,050 0,8 1,0 3,0 разность между 100% и суммарным содержанием моно и диэтаноламинов
Газ инертный	СТП 01.02.65-86	Объемная доля кислорода, %, не более Объемная доля окиси углерода, %, не более Объемная доля горючих, %, не более	0,5 0,1 0,5
Газ углеводородный	СТП 0152307.02.85-87	Объемная доля компонентов, %: сумма бутанов и бутиленов, не более сумма углеводородов С5, не более 2. Массовая доля сероводорода, %, не более	10,0 1,0 не нормир., определен. обязательно
Фракция дизельного топлива гидроочищенная	СТП 0152307.02.61-87	1. Фракционный состав: 50% перегоняется при температуре, 0С, не выше: для приготовления диз. топлива фракции (180-360) 0С для приготовления диз. топлива утяжеленного фракционного состава 96% перегоняется при температуре, 0С, не выше для приготовления диз. топлива фракции 180-3600С до 3600С перегоняется, %, не менее для приготовления диз. топлива утяжеленного состава Массовая доля серы, %, не более для приготовления диз. топлива фракции 180-3600С для приготовления диз. топлива утяжеленного фракционного состава Вязкость кинематическая при 200С, мм0/с для приготовления диз. топлива фракции 180-3600С для приготовления диз. топлива утяжеленного фракционного состава	280 290 360 90 0,15 0,25 3,0-6,0 3,0-6,5

4. Обоснование выбора установки гидроочистки

Технологические схемы установок гидроочистки, как правило, включают блоки: реакторный, стабилизации, очистки газов от сероводорода, компрессорную. Блоки установок, перерабатывающих различное сырье, имеют свои особенности. Схемы установок различаются вариантом подачи ВСГ (с циркуляцией или «на проток»), схемой узла стабилизации (с обычной отпаркой при низком давлении с помощью печи или рибойлера; с поддувом водяного пара или нагретого ВСГ при повышенном давлении; с дополнительной разгонкой под вакуумом), вариантом регенерации раствора МЭА (непосредственно на установке гидроочистки или централизовано в общезаводском узле), способом регенерации катализатора (газовоздушный или паровоздушный).

На установке гидроочистки керосина, дизельного топлива, вакуумного дистиллята применяется только циркуляционная схема подачи ВСГ. На блоках предварительной гидроочистки бензина - сырья риформинга применяются схемы как с циркуляционной подачей ВСГ, так и «на проток». Каждая схема имеет свои преимущества.

В схеме с циркуляцией в реакторе легко поддерживается постоянное соотношение водород: сырье, для увеличения межрегенерационного периода работы катализатора можно повышать это соотношение в рекомендуемых пределах. Наличие на установке циркуляционного компрессора дает возможность проводить газовоздушную регенерацию.

Схема «на проток» предусматривает жесткую связь каталитического риформинга с гидроочисткой. При применении этой схемы весь избыточный газ риформинга проходит через блок гидроочистки. Схема удобна в эксплуатации, более проста по аппаратурному оформлению, но жесткая связь гидроочистки с риформингом отражается на режиме и гибкости регулирования процесса гидроочистки.

Выбор схемы обуславливается качеством гидроочищаемого сырья. Обычно схема с циркуляцией ВСГ используется при обессеривании бензиновой фракции с повышенным (более 0,1%) содержанием сернистых соединений и непредельных углеводородов. Схема «на проток» применяется для гидрообессеривания прямогонных фракций с содержанием сернистых соединений менее 0,1%.

Различия в применяемых схемах диктуется видом гидроочищаемого сырья, ресурсами ВСГ и пара на НПЗ [4].

В данном дипломном проекте применена циркуляционная схема подачи ВСГ, узел стабилизации с обычной отпаркой при низком давлении с помощью печи, регенерацией раствора МЭА непосредственно на установке и регенерацией катализатора газовоздушным способом.

5. Описание технологической схемы

На установке гидроочистки дизельного топлива производится очистка прямогонной фракции дизельного топлива или смеси прямогонной фракции дизельного топлива с легким каталитическим газойлем.

Установка включает следующие блоки:

Реакторный блок;

Блок стабилизации;

Блок очистки водородсодержащего газа;

Блок очистки углеводородных газов и регенерации насыщенного раствора МЭА общий для обоих потоков.

Реакторный блок

Сырье из промежуточных резервуарных парков поступает на прием подпорного насоса 43 и при постоянном давлении до 0,6 МПа (6,0 кгс/см²) через фильтры 12 подается ни прием сырьевого насоса 44. Насосом 44 сырье с давлением до 5,2 МПа (52 кгс/см²) подается в тройник смешения с водородсодержащим газом.

Загрузка реакторного блока осуществляется с таким расчетом, чтобы объёмная скорость подачи сырья не превышала:

при очистке фракции дизельного топлива: 4,5

Водородсодержащий газ подается в тройник смешения циркуляционным компрессором 18. Водородсодержащий газ на прием компрессора 18 поступает из заводского коллектора через газосепаратор. При необходимости, водородсодержащий газ из заводского коллектора может быть подан на смешение с циркуляционным водородсодержащим газом помимо компрессора 18.

При необходимости, газовый конденсат из приемного и нагнетательного трубопроводов компрессора 18 может сбрасываться в сепаратор 20 блока стабилизации.

Газо-сырьевая смесь после тройника смешения проходит межтрубное пространство сырьевых теплообменников 17 где нагревается потоком газопродуктовой смеси и поступает в коллектор камеры конвекции печи 9. Для равномерного распределения газо-сырьевой смеси на входе в печь 9 по потокам установлены 4 задвижки. Под давлением не более 5,2 МПа (52 кгс/см²) из коллектора газо-сырьевая смесь четырьмя потоками проходит последовательно змеевики конвекционной и радиантной камер и, объединившись в один поток, с температурой 310-400⁰ С поступает в два последовательно работающих реактора 1, 2. Отопление печей - комбинированное газожидкостное.

Топливный газ к форсункам печей 9, 10 подается из заводской сети после отделения газового конденсата в каплеуловителе и нагрева газа в подогревателе до температуры 60-80⁰ С. Газовый конденсат из каплеуловителя сбрасывается в дренажную емкость 16.

Давление топливного газа пред форсунками печей должно быть в пределах 0,10-0,25 МПа (1,0-2,5 кгс/см²).

Для обеспечения продувки линий топливного газа коллекторы топливного газа печей соединены с линией сброса газов на свечу в атмосферу.

Жидкое топливо поступает из заводской сети, проходит теплообменник, где подогревается до температуры 80-130⁰С, фильтр очистки и с давлением 0,5-1,0 МПа (5,0-10,0 кгс/см²) поступает к форсункам печей 9, 10.

Подача пара к форсункам печей 9,10 осуществляется из линии пара с давлением 1,6 МПа (16,0 кгс/см²) с распределительных узлов. Нагретая в печи 9 до температуры 310-400⁰С газо-сырьевая смесь поступает в реакторы 1,2, где на катализаторах АКМ и ГКД-202 при давлении на входе в реакторы 1 3-5МПа (30-50 кгс/см²) в присутствии водородсодержащего газа происходит гидрирование сернистых, азотистых и кислородсодержащих соединений.

Газо-продуктовая смесь из реактора 2 поступает в трубное пространство теплообменников 17 где охлаждается газо-сырьевая смесь, проходящая по межтрубному пространству.

После сырьевых теплообменников газо-продуктовая смесь охлаждается в воздушном холодильнике 42 и с температурой до 60⁰С при очистке дизтоплива поступает в сепаратор высокого давления 19. В сепараторе 19 под давлением не более 5,0 МПа (50 кгс/м²) происходит разделение газопродуктовой смеси на водородсодержащий газ и нестабильный гидрогенизат.

Водородсодержащий газ из сепаратора высокого давления 19 направляется на очистку от сероводорода в абсорбер 4, а нестабильный гидрогенизат - в сепаратор низкого давления 20. Водородсодержащий газ из сепаратора высокого давления 19 проходит капле уловитель 21, где смешивается со свежим водородсодержащим газом, поступающим из заводского коллектора или от компрессора 43 и поступает, в абсорбер 4 на очистку от сероводорода водным раствором моноэтаноламина (МЭА), массовая доля моноэтаноламина в котором составляет от 5-15%.

Раствор моноэтаноламина в объёме до 40м³/ч подается в верхнюю часть абсорбера из ёмкости 13 насосом 48.

Очищенный от сероводорода водородсодержащий газ с верхней части абсорбера 4 пройдя каплеуловитель 22 поступает на прием циркуляционного компрессора 18, которым подается в тройник смешения.

При работе установки с использованием дожимного компрессора 18 свежий водородсодержащий газ из заводского коллектора подается в газосепаратор на прием дожимного компрессора 18 с нагнетанием дожимного компрессора 18 свежий водородсодержащий газ подается в сепаратор 21, где смешивается с циркуляционным водородсодержащим газом и поступает в абсорбер 4 на очистку от сероводорода водным раствором МЭА, массовая доля моноэтаноламина в котором, составляет 5-15% и, далее, в каплеуловитель 22.

Насыщенный раствор МЭА с нижней части абсорбера - 4 выводится в сепаратор насыщенного раствора МЭА 14.

Жидкая - фаза нестабильный гидрогенизат - из сепаратора высокого давления 19 направляется в сепаратор низкого давления 20, где за счет снижения давления до 0,8 МПа (8,0 кгс/см²) от него отделяется часть растворенных углеводородных газов.

Блок стабилизации

Углеводный газ из сепаратора низкого давления 20 направляется на очистку от сероводорода на блок очистки газов, а нестабильный гидрогенизат - на стабилизацию на блок стабилизации.

Нестабильный гидрогенизат из сепаратора низкого давления 20 проходит межтрубное пространство теплообменников 24, где нагревается за счет тепла стабильного гидрогенизата и поступает в стабилизационную колонну 3. В стабилизационной колонне под давлением до 0,18 МПа (1,8 кгс/см²), температуре верха 140-148⁰С и низа 230-340⁰С, происходит отделение от гидрогенизата углеводородного газа, сероводорода, воды, бензина.

Углеводородный газ, сероводород, пары бензина и воды выводятся с верха стабилизационной колонны 3 и направляются на охлаждение в холодильник-конденсатор воздушного охлаждения 38, а затем в водяной холодильник 39. Охлажденная до 40⁰С газожидкостная смесь поступает в сепаратор 40.

Углеводородный газ из сепаратора 40 направляется на очистку от сероводорода на блок очистки газов.

Бензин из сепаратора 40 насосом 52 подается на орошение стабилизационной колонны 3, а избыток откачивается на очистку от сероводорода в сепаратор 29.

Очистка бензина от сероводорода производится водным раствором МЭА, массовая доля моноэтаноламина, в котором составляет 5-15%, в сепараторе 29.

Бензин из сепаратора 40 насосом 52 подается в смеситель на смешение с раствором МЭА и далее на разделение в сепаратор 29. Раствор МЭА в смеситель подается насосом в количестве 25м³/ч из ёмкости 13.

Очищенный бензин с верхней части сепаратора 29 выводится на защелачивание в скруббер-промыватель 8, а насыщенный раствор МЭА с нижней части 29 самотеком - в сепаратор 14.

Защелачивание бензина производится в скруббере-промывателе 8.

Для защелачивания используется 8-10% раствор щелочи, который готовится в ёмкости 15, откуда насосом 53 в объёме 6м³/ч подается в смеситель 41 на смешение с бензином и далее смесь поступает в 8. Щелочь из скруббера-промывателя 8 возвращается в емкость 15, а бензин выводится с установки.

Стабильный гидрогенизат с нижней части стабилизационной колонны 3 насосом 49 прокачивается через трубное пространство теплообменников 24, где отдает тепло нестабильному гидрогенизату, после чего охлаждается в воздушном холодильнике 25 и с температурой не выше 60⁰С при очистке дизельного топлива выводится с установки.

Блок очистки газов и регенерации насыщенного раствора МЭА

На блоке газов осуществляется абсорбционная очистка от сероводорода углеводородных газов, поступающих из сепараторов низкого давления 20 и сепараторов блоков стабилизации 40. Очистка производится водным раствором моноэтаноламина, массовая доля моноэтаноламина, в котором составляет 5-15%.

Углеводородный газ из сепаратора низкого давления 20 поступает под тарелку абсорбера 7, в верхнюю часть которого поступает раствор МЭА насосом 46 из емкости 13 в объеме до 6м³/ч.

Процесс абсорбции ведется при давлении в абсорбере 7 до 0,6 МПа (6,0 кгс/см²).

Очищенный углеводородный газ с верхней части абсорбера 7 выводится в топливную сеть завода.

Насыщенный раствор МЭА с нижней части абсорбера 7 выводится в сепаратор 14.

Углеводородный газ из сепараторов блоков стабилизации 40 поступает под первую тарелку абсорбера 6, в верхнюю часть которого насосом подается раствор МЭА из емкости 13 в объеме до 24м³/ч.

Процесс абсорбции ведется при давлении в абсорбере 6 до 0,18 МПа (1,8 кгс/см²).

Очищенный углеводородный газ из абсорбера 6, пройдя каплеуловитель 35, поступает к горелкам технологических печей 9,10. Жидкая фаза из сепаратора 35 сбрасывается в дренажную емкость 16.

Насыщенный раствор МЭА с нижней части абсорбера 6 насосом 45 подается в сепаратор 14.

Насыщенный раствор МЭА из абсорберов очистки водородсодержащего газа 4 и углеводородных газов 6,7, сепараторов 29 и 22 поступает в сепаратор насыщенного раствора МЭА 14, где за счет снижения давления происходит выделение поглощенных углеводородных газов.

Углеводородный газ из сепаратора 14 направляется на очистку от сероводорода в абсорбер 6.

Насыщенный раствор МЭА из сепаратора 14 проходит трубное пространство теплообменника 28, где нагревается за счет тепла регенерированного раствора МЭА и поступает в отгонную колонну 5. В отгонной колонне 5 под давлением до 0,18 МПа (1,8 кгс/см²) при температуре низа до 135⁰С и температуре верха до 125⁰С происходит процесс десорбции сероводорода из раствора МЭА.

Сероводородсодержащий газ с парами воды с верхней части колонны 5 пройдя воздушный холодильник-конденсатор 30, 2, 3, 4 и водяной холодильник 31 с температурой не выше 40⁰С поступает на разделение в сепаратор 32.

Регенерированный раствор МЭА из нижней части отгонной колонны 5 охладившись в межтрубном пространстве теплообменника 28, в холодильнике-конденсаторе 27, 6 и водяном холодильнике 26 с температурой не выше 40⁰С поступает в емкость циркуляционного раствора МЭА 13.

Сероводородсодержащий газ из сепаратора 32 выводится на установку производства газовой технической серы, а в случае её ремонта сжигается на факел.

Сероводородная вода из сепаратора 32 насосом 47 подается на орошение в колонну 5, а возможный избыток сбрасывается в линию солевых стоков.

Для приготовления водного раствора моноэтаноламина, массовая доля моноэтаноламина, в котором составляет 5-15%, с целью первоначального заполнения, а также пополнения системы, на блоке имеется узел приготовления раствора МЭА [10].

Размещено на Allbest.ru