Процессы депарафинизации предназначены для получения масел с требуемыми температурой застывания и низкотемпературными свойствами путем удаления из сырья наиболее высокоплавких (в основном парафиновых) углеводородов.

Сырьем процесса являются рафинаты селективной очистки.

Продукты процесса - депарафинированные масла и парафинсодержащие продукты: гачи из дистиллятного и петролатумы из остаточного сырья. Гачи и петролатумы используются для получения соответственно парафинов и церезинов.

Среди растворителей депарафинизации наибольшее распространение получили кетонароматические растворители: смесь метилэтилкетона (МЭК) и толуола. Может применяться также смесь ацетона и толуола. Растворитель при температуре процесса должен хорошо растворять жидкие углеводороды сырья и не растворять твердые.

Таблица 1.13

Технологический режим установки депарафинизации

1.4.5 Процесс обезмасливания гачей и петролатумов.

Установка предназначена для удаления парафинсодержащих продуктов жидких углеводородов с целью получения парафинов и церезинов с требуемым содержанием масла.

Сырье - гачи, петролатумы, парафинистые дистилляты; целевые продукты - обезмасленные парафины и церезины; побочные продукты - фильтраты обезмасливания.

Среди растворителей обезмасливания наибольшее распространение получили кетонароматические растворители: смесь метилэтилкетона (МЭК) и толуола. Может применяться также смесь ацетона и толуола. Растворитель при температуре процесса должен хорошо растворять жидкие углеводороды сырья и не растворять твердые.

Таблица 1.15

Технологический режим установки обезмасливания

1.5 Материальные балансы процессов переработки Жетыбайской нефти

1.5.1 Материальный баланс вакуумной перегонки мазута

Таблица 1.17

1.5.2. Материальный баланс установки деасфальтизации

Таблица 1.18

1.5.3. Материальный баланс установки селективной очистки.

Таблица 1.19

1.5.4 Материальный баланс установки депарафинизации

Таблица 1.20

1.5.5 Материальный баланс установки обезмасливания

Таблица 1.21

1.5.6 Сводный материальный баланс

Таблица 1.22

1.6 Изменение свойств масляных фракций в процессе переработки

Таблица 1.25

2. Технологический расчет установки селективной очистки

2.1 Описание технологической схемы установки селективной очистки

Установки очистки нефтяных масляных фракции - 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 основного 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.

Дистиллятное или остаточное сырье насосом Н-1 подается через теплообменник Т-1, где оно нагревается примерно до 90°С, и паровой подогреватель Т-2 на верхнюю тарелку абсорбера К-1. Подача сырья регулируется в зависимости от уровня жидкости в нижней части абсорбера регулятором уровня, клапан которого установлен на нагнетательной линии насоса Н-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 Х-1, образовавшийся конденсат используется для производства перегретого водяного пара в системе водного контура.

Сырье с абсорбированным в нем фенолом забирается с низа абсорбера насосом Н-2 и через холодильник Х-2 направляется в среднюю часть экстракционной колонны К-2 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 очистки масляных дистиллятов и 2,5 - 4,0 при очистки деасфальтизатов.

На верх колонны К-2 насосом Н-5 из приемника Е-3 подается фенол, предварительно нагретый в паровом подогревателе Т-3 до температуры на 4 - 8°С выше температуры уходящего рафинатного раствора. Для увеличения отбора рафината (путем снижения растворяющей способности фенола) в нижнюю часть колонны К-2 насосом вводится из приемника Е-1 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. Регулирую количество экстрактного раствора - рециркулята, которое не должно превышать 30 % (масс.) общей загрузки колонны, подаваемого насосом Н-3 через холодильник Х-3, поддерживают требуемую температуру низа экстракционной колонны.

В колонне К-2 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 К-2 сверху собирается в промежуточном приемнике Е-2. Экстрактный раствор, состоящий из экстракта, фенола и практически все вводимой в колонну воды, отводится с низа колонны К-2 насосом Н-4 в секцию регенерации растворителя.

Из приемника Е-2 рафинатный раствор насосом Н-6 подается в секцию регенерации растворителя через теплообменник Т-4 (греющая среда - уходящий горячий рафинат) в змеевик трубчатой печи П-1. С температурой 270 - 290°С парожидкостная смесь поступает в испарительную рафинатную колонну К-3. Здесь отделяется основное количества фенола в виде паров. Для предотвращения уноса рафината с парами фенола колонна оборудована ректификационными тарелками (6 - 8 штук), орошаемыми фенолом. Пары фенола, уходящие с верха колонны К-3, конденсируются в теплообменнике Т-5. Конденсат после холодильника Х-4 собирается в приемнике сухого фенола Е-3.

Рафинат с небольшим (2 - 3 % масс.) содержанием фенола перетекает в рафинатную отпарную колонну К-4, где остатки фенола отгоняются острым водяным паром. Пары воды и фенола с верха колонны К-4 поступают в аппарат воздушного охлаждения ХВ-2; конденсат собирается в приемнике Е-4 и насосом Н-10 подкачивается к экстрактному раствору перед теплообменником Т-6. Рафинат, содержащий не более 0,005% (масс.) фенола, насосом направляется через теплообменник Т-4 и в концевой холодильник в резервуар.

Отводимый из колонны К-2 Экстрактный раствор подается насосом Н-4 через теплообменник Т-5 в сушильную колонну К-5. При поступлении в эту колонну температура экстрактного раствора равна 150 - 160°С. Колонна К-5 разделена полуглухой тарелкой на две части: верхнюю, снабженную 12 тарелками, и нижнюю - кубовую. В колонне К-5 обезвоживается экстрактный раствор и присоединяемый к нему водно-фенольный конденсат.

Из этой колонны с верху уходят пары азеотропной смеси (около 91 % масс. воды, остальное - фенол), а с низу - безводный раствор, состоящий из экстракта и основной массы фенола. Часть паров азеотропной смеси, уходящей с верха колонны направляется в абсорбер К-1, а остальное количество поступает в аппарат воздушного охлаждения ХВ-1. Образовавшийся здесь конденсат - фенольная вода - поступает в приемник Е-1.

Экстрактный раствор, собирающийся на полуглухой тарелке в колонне К-5, перетекает в кипятильник Т-7. Здесь он нагревается конденсирующимися парами фенола, выходящими из колонны К-6. В испарительную экстракционную колонну К-6 поступает обезвоженный экстрактный раствор, забираемый из сушильной колонны К-3 насосом Н-8 и направляемый им в змеевики печи П-2 для нагрева до 250 - 280 °С. Часть раствора рециркулирует между низом колонны К-6 и вторым змеевиком печи П-2. Осуществляя насосом Н-9 циркуляцию раствора через змеевик в печи П-2, повышают температуру низа экстракционной колонны примерно до 330 °С. Тем самым достигается низкое содержание фенола в остаточном продукте колонне. Конструктивно колонна К-6 оформлена аналогично колонне К-5. Колонна К-6 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 К-6 подается фенол. С низа колонны К-6 экстрактный раствор, содержащий 2-5 % (масс.) фенола, самотеком поступает в отпарную колонну К-7, где он продувается водяным паром.

Выходящие из колонны К-6 пары фенола являются теплоносителем для кипятильника Т-7; после него регенерированный фенол поступает через теплообменник Т-6 и холодильник Х-4 в приемник сухого фенола Е-3. Пары фенола и воды, выходящие из колонны К-7, конденсируются в аппарате ХВ-2; конденсат вместе с экстрактным раствором подается в сушильную колонну К-5. По выходе из колонны К-7 экстракт направляется насосом Н-11 через теплообменник Т-1 и концевой холодильник в резервуар.

2.2 Расчет экстракционной колонны

Материальный баланс

Исходя из принятого материального баланса установки, рекомендаций [4,7,8], а также знания состава азеотропной смеси составляется материальный баланс колонны.

Таблица 2.1

Материальный баланс экстракционной колонны

Тепловой баланс колонны

Расчёт теплового баланса проводят с целью определения количества циркулирующего экстрактного раствора, которое в общем случае может быть определено по формуле [4]:

,

где Q - подлежащие отводу количество тепла, кДж/ч;

t2 - температура низа экстракционной колонны;

t1 - температура экстракционного раствора-рециркулята на выходе из холодильника.

Для определения расхода рециркулята составим таблицу по тепловому балансу. Температуры соответствующих потоков принимаются по литературным либо заводским данным. Для расчёта энтальпий соответствующих компонентов пользуемся следующей формулой [4]:

,

где I - энтальпия i-го компонента при температуре t, кДж/кг

Таблица 2.2

Тепловой баланс экстракционной колонны

Подлежащие отводу тепло определяется как разность

Тогда количество экстрактного раствора, необходимое для отвода данного количества теплоты:

Данная цифра является приемлемой, т.к. не превышает 30% от суммарного объёма фаз.

Определение диаметра колонны

Диаметр колонны определяется исходя из значений объемных расходов соответствующих потоков.

По рафинатному раствору исходя из правила аддитивность и [4]:

р=886 кг/м3; принимаем по [4] ф=1050 кг/м3. Тогда:

рр=0,8·886+0,2·1050=918,8 кг/м3

Аналогично, исходя из процентного состава экстрактного раствора:

эр=0,1э+0,85ф+0,05в

эр=0,1·975,2+0,85·1050+0,05·1000=1040,02 кг/ м3

Тогда по рафинатной фазе: V=44458/918,8=48,4 м3/ч

По экстрактной фазе с учётом фенольной воды: V=317382/1010,02=314,2 м3/ч

Суммарный объём: V=48,4+314,2=362,6 м3/ч

Площадь поперечного сечения определяется по формуле:

F=V/w

Примем линейную скорость w=15 м3/м2·ч. Тогда диаметр колонны можно определить по формуле:

D=v(4*F/р)=v(4*362,6/15/3,14)=5,5 м

Принимаем по ГОСТ диаметр колонны равным 5,6 м.

Определение высоты колонны

Высота отстойной зоны рафинатного раствора определяется исходя из соответствующего времени пребывания. Принимается равным 80 мин. Тогда:

h1=w·ф=15·(80/60)=20 м.

Соответственно для экстрактной отстойной зоны при времени пребывания 35 мин:

h2=w·ф=15·(35/60)=8,7 м.

Высота слоя насадки определяется по формуле Хохрякова в соответствии с [4]: h3=0,119·d0,78·n,

где d=25 мм - диаметр кольца насадки; n - число теоретических ступеней экстракции, принимается равным 5. h3=0,119·(25)0,78·5=7,3 м.

Высота опорной обечайки принимаем 1,2 м [10]. h4=1,2 м.

Таким образом можем определить общую высоту экстракционной колонны:

H= h1+h2+h3+h4=20+8,7+7,3+1,2=37,2 м.

2.3 Расчет рафинатной отпарной колонны

Материальный баланс колонны

Рафинат в количестве 37048 кг/ч с содержанием фенола 2% масс (т.е. 740,9 кг/ч) поступает в отпарную колонну, где происходит отделение остаточного фенола водяным паром.

По данным [4,9] принимаем tверх=140°С, р=0,14 МПа.

Для расчёта материального баланса необходимо знание мольной доли остаточного содержания фенола в растворе рафината:

,

где П - давление в системе; Ра - давление насыщенных паров рафината; Рw - давление насыщенных паров фенола при 140°С [7].

По уравнению Дальтона определяется масса водяного пара, необходимого для отпарки такого количества растворителя:

,

кг/моль.

где G - масса отпариваемых паров фенола.

По формуле Крэга [7]

Массу фенола остающегося в растворе рафината находим по уравнению мольной доли:

Откуда Gост=1,06 кг/ч.

Т.о., можем определить отпаренных паров фенола:

Gот=G- Gост=740,9-1,06=739,9 кг/ч.

Следовательно кг/ч.

Исходя из вышеизложенных расчётов можем составить таблицу по материальному балансу колонны:

Таблица 2.3

Материальный баланс рафинатной отпарной колонны

Диаметр колонны рассчитывается исходя из значения объёмного расхода паров, который можно определить следующим образом:

По данным [9] температуру верха колонны 140°С и давление 0,14 МПа. Тогда

Принимается w=25 м/с

В соответствии с [7] принемаем D=2 м.

Определение высоты колонны

По производственным данным принимаем количество тарелок 20; расстояние между ними 0,7 м. Тогда h1=19·0,7=13,3 м.

Высота от верха колонны до первой ректификационной тарелки принимается 0,5·D. Расстояние от ректификационной до отбойной тарелки принимается 2 м [4]. Расстояние от днища до последней тарелки определяется исходя из 30-ти минутной отстойной зоны:

h4=

Тогда общая высота колонны: Н=13,3+1+2+5,1=21,5 м.

Литература

1. Евдокимов А.Ю., Фукс И.Г., Шабалина Т.Н. Багдасаров Л.Н. смазочные материалы и проблемы экологии. - м.: ГУП Издательство «Нефть и газ» РГУ нефти и газа им. И.М. Губкина, 2000. - 424с.

2. Нефти СССР. Справочник. Т.IV. Нефти Средней Азии, Казахстана, Сибири и о. Сахалина. - М.: Химия , 1987.-787с.

3. Альбом технологических схем процессов переработки нефти и газа.- Под ред. Б.И. Бондаренко.-М.:Химия,1983,- 128с.

4. Сочевко Т.И., Федорова Т.В., Холодов Б.П.,.Макаров А.Д. Технология производства топлив и смазочных материалов М.:МИНГ, 1989. - 102

5. Handbook of petroleum refining processes / Robert A. Meyers, editor in chief/ - 2nd ed. 1996.

6. Топлива, смазочные материалы, технические жидкости. Ассортимент и применение. Справочник; под ред. В.М. Школьникова. - М.:Издательский центр «Техинформ»; 1999.-596с.

7. Сарданашвили А.Г., Львова А.И. Примеры и задачи по технологии переработки нефти и газа. М.,”Химия”,1973.-272с.

8. Черножуков Н. И. Технология переработки нефти и газа. Ч. 3. - М.:Химия, 1978 г. - 424с.

9. Бражников В.Т. Совреиенные установки для производства смазочных масел. М.: Госиздат, 1959. - 355с.

10. Гусейников Д.А., Спектор Ш.Ш., Вайнер Л.З. Технологические расчеты процессов переработки нефти. - М.:Химия, 1964г. - 400с.

11. Гуреев А.А., Фукс И.Г., Лашхи В.Л. Химмотология, м.: Химия, 1986.-368 с.

Размещено на Allbest.ru