Схемы. Вариант 1 Установка стабилизации нефтей на промысле
 Скачать 4.17 Mb.
|
Температура и давление потоков в основных аппаратах:
Вариант № 23 Установка гидроочистки керосина с применением высокотемпературной сепарации Р  ИС. V-5. Технологическая схема установки для гидроочистки керосина с применением высокотемпературной сепарации:1 — реактор; 2 — катализатор; 3 — трубчатая печь; 4,7 — насосы; 5, 6, 8, 12, 16 — теплообменники; 9, 14 — сепараторы; 10 — компрессор; 11 — приемник; 13 — конденсатор-холодильник; 15 — аппарат воздушного охлаждения; 17 — стабилизационная колонна; 18 — кипятильник.Установка, технологическая схема которой представлена на рис. V-5, проектировалась согласно первоисточнику для понижения содержания серы в сырье—керосине—с 0,166 до менее 0,001 % (масс.). Пропускная способность установки по сырью 3975 м3/сут; объем катализатора в реакторе 156 м3, внутренний диаметр реактора 3,81 м. Сырье насосом 4 направляется через теплообменники 8 и 6 в линию смешения его с предварительно нагретым в теплообменниках 12 и 5 водородсодержащим газом. Полученная газосырьевая смесь проходит змеевики печи 3 и при давлении 4,2—4,4 МПа и температуре около 380 °С поступает в реактор 1 с неподвижным слоем катализатора. Выходящая из реактора снизу газопродуктовая смесь охлаждается последовательно в кипятильнике 18 и теплообменниках 5 и 6 и подается в сепаратор 9. Здесь, в высокотемпературном (горячем) сепараторе 9, смесь разделяется при давлении около 3,8 МПа на жидкую и газопаровую фазы. Жидкая фаза, представляющая собой гидроочищенный керосин с растворенными в нем газами и фракциями бензина (отгон), после сепаратора 9 подвергается физической стабилизации в колонне 17. Смесь газов и паров по выходе из сепаратора 9 (при высоком давлении) охлаждается в соединенных последовательно теплообменниках 12 и 16. Перед входом в теплообменник 12 в данную смесь впрыскиваются конденсационная вода и раствор ингибитора коррозии, поскольку участок от теплообменника 12 и до конденсатора-холодильника 15 включительно наиболее подвержен коррозии кислым сульфитом аммония. Предпочтительно, чтобы на этом участке при температуре охлаждающегося потока ниже 177 °С скорость движения смеси не превышала 9 м/с. Поступающая из водяного конденсатора- холодильника 13 трехфазная смесь разделяется при давлении 3,7 МПа и температуре около 43 °С в низкотемпературном (холодном) сепараторе 14. Отстоенный от воды углеводородный конденсат, состоящий преимущественно из бензиновых и легких керосиновых фракций, по выходе из сепаратора 14 нагревается в теплообменнике 16 и поступает в стабилизационную колонну 17. Уходящий из сепаратора 14 водородсодержащий газ, пройдя приемник 11 с каплеотбойником, сжимается компрессором 10 примерно до 4,9 МПа и затем объединяется со свежим газом — техническим водородом. После нагрева в теплообменниках 12 и 5 смесь газов присоединяется к нагретому сырью. Из стабилизационной колонны 17 сверху уходят пары отгона и газы, а снизу —очищенный керосин. Режим работы колонны выдерживается таким, чтобы получить продукт с нужной температурой вспышки. Температура низа этой колонны 267 °С, давление 0,44 МПа. Перед теплообменником 12 в поток горячей газопаровой смеси впрыскиваются вода и раствор ингибитора, при этом температура смеси понижается до 205 °С. Далее смесь поступает в теплообменник 12. В горячем сепараторе 9 газопродуктовая смесь разделяется при несколько более высокой температуре. Режим работы установки:
В  ариант № 24Установка очистки углеводородных газов от сероводорода раствором этаноламина РИС. VI-1. Технологическая схема установки этаноламиновой очистки газов: 1,13-газосепараторы; 2,9 — абсорбционные колонны; 3, 10, 15 — водяные холодильники; 4,11 — серия теплообменников; 5, 7, 12, 19 — насосы; 6, 14 — десорберы; 8, 17 — паровые кипятильники; 16 — газоводоотделитель; 18 — отгонная колонна. Основными аппаратами этаноламиновой очистки газов являются абсорбер и десорбер колонного типа с насадкой или тарелками. Технологическая схема типовой установки очистки углеводородных газов от сероводорода и диоксида углерода раствором моноэтаноламина приведена на рис. VI-1. Производительность установки по сырью 170 тыс. т/год. Очистка газа проводится в две ступени. Поступающий на очистку газ попадает в сепаратор для отделения сопутствующего ему конденсата. Выходящий с верха сепаратора 1 газ направляется в низ абсорбционной колонны 2, где, поднимаясь вверх, он контактирует на тарелках (или насадке) с 15—17%- ным водным раствором моноэтаноламина, подаваемого в колонну сверху. В колонне имеется 22—24 ситчатых тарелки (или 15 м насадки из колец Ра- шига). Насадочный абсорбер превосходит тарельчатый по скорости абсорбции и коэффициенту массопередачи в два раза. Температура в колонне 2 25—40 °С, давление 1,47—1,57 МПа. Частично очищенный газ выводится из колонны сверху и подается в низ абсорбционной колонны 9. На верх этой колонны вводится 10—12 %-ный раствор МЭА. Устройство колонны 9 аналогично устройству колонны 2; температура в колонне 9 20—40 °С, давление 1,37 — 1,47 МПа. Если нужно снизить содержание диоксида углерода до 0,001 % (об.), давление на II ступени очистки следует повысить до 2,45—2,94 МПа. Выходящий с низа колонны 2 насыщенный раствор МЭА нагревается в теплообменниках 4 до 80— 90 °С регенерированным раствором МЭА и поступает в десорбер 6. Десорбер представляет собой колонный аппарат, оборудованный 14—16 ситчатыми или желобчатыми тарелками и работающий при давлении 0,15—0,20 МПа. Низ колонны отгорожен глухой тарелкой, с которой раствор МЭА перетекает в кипятильник 8, где подогревается и с температурой около 130 °С возвращается в колонну 2 под глухую тарелку. В десорбере удаляются остатки сероводорода и диоксида углерода. Регенерированный раствор МЭА насосом 7 направляется в теплообменники 4, водяной холодильник 3 и с температурой 20—30 °С возвращается в колонну 2. Туда же насосом 5 подается свежий раствор МЭА. Очищенный углеводородный газ, выходящий с верха абсорбционной колонны 9, проходит газо- сепаратор 13, затем выводится с установки. Насыщенный раствор МЭА с низа колонны 9 нагревается в теплообменниках 11 и проходит регенерацию в десорбере 14. Регенерированный раствор МЭА с низа десорбера 14 забирается насосом 12, прокачивается через теплообменники И и холодильник 10 и возвращается на абсорбцию в колонну 9. Низ десорбера 14 подогревается за счет тепла кипятильника 17. Выходящие с верха десорбера 14 сероводород и диоксид углерода направляются в десорбер 6. Вместе с десорбированными H2S и СО2, после I ступени очистки газы проходят водяной холодильник 15, где конденсируются водяные пары, и попадают в газоводоотделитель 16. С верха газосепаратора выводятся кислые газы (сероводород, диоксид углерода и примеси), а снизу — водный конденсат, который насосом 19 направляется в десорбер 6. В результате побочных реакций моноэтаноламина с диоксидом углерода и присутствующими в углеводородном газе кислородом, сероуглеродом, тиооксидом углерода и другими соединениями образуется сложная смесь, имеющая высокие температуры кипения. С сероводородом, например, в присутствии кислорода образуется тиосульфат, не регенерируемый в условиях очистки моноэтаноламинохм. Количество образующихся побочных продуктов примерно 0,5 % (масс.) на циркулирующий раствор МЭА. Во избежание накопления в системе нерегенерируе- мых продуктов часть раствора МЭА с низа десорбера 14 насосом 12 направляется на разгонку в колонну 18 (часто вместо колонны ставят периодически действующий перегонный куб), куда подается раствор щелочи. Выделившиеся при разгонке водяные пары и пары моноэтаноламина возвращаются в десорбер 14, остаток высококипящих продуктов сбрасывается в канализацию. Температура в отгонной колонне вверху 170 °С, внизу 200 °С; часто разгонку ведут в вакууме. Расходные показатели установки очистки моно- этаноламином производительностью по сырью 170 тыс. т в год:
Содержание сероводорода и оксида углерода в газе до и после очистки:
В  ариант № 25Абсорбционно-газофракционирующая установка (АГФУ) РИС. VI-2. Принципиальная схема абсорбционно-газофракционирующей установки (АГФУ): 1 — насосы; 2 — холодильники; 3 — фракционирующий абсорбер; 4 — сепаратор-каплеотбойник; 5 — трубчатая печь; 6 — теплообменник; 7, 10, 12, 13 — ректификационные колонны; 8 — аппараты воздушного охлаждения; 9 — приемники; 11 — подогреватели-кипятильники. Назначение абсорбционно-газофракционирую- щей установки — разделение смеси жирного газа и нестабильного бензина на сухой газ, стабильный бензин и в зависимости от потребностей на фракции углеводородов С3, С4 и С5. Совместное разделение предельных и непредельных углеводородов нецелесообразно, так как непредельные углеводороды ценнее и их легче отобрать с наибольшей полнотой. Однако принципиальных отличий в схемах их разделения нет. Получаемый на установке сухой газ должен содержать в среднем 15-25 % (об.) метана, 60-70 %(об.) этана и 10—15 % (об.) пропана. В про- пановой фракции пропана должно быть не менее 96 % (об.) (марка А) или не менее 92 % (об.) (марка Б), в изобутановой изобутана не менее 95 % (об.) (марка А) или не менее 87 % (об .) (марка Б) ,в бутановой фракции бутана не менее 96 % (об.) (марка А) или не менее 93 %(об.) (марка Б). Качества изопентановой, пентановой и гексановой фракций определяются соответствующими стандартами, требования к качеству стабильного бензина должны соответствовать внутризаводским нормам . В связи с жесткими требованиями, предъявляемыми к получаемым газам по содержанию в них сероводорода, в схемах АГФУ предусмотрены блоки очистки сырья от сероводорода (на схеме они не показаны). Используют моноэтаноламиновую и трикалийфосфатную очистки. Получаемый сероводород служит ценным сырьем для химической промышленности. При эксплуатации блока очистки особое значение имеет четкая работа теплообменника, который часто выходит из строя в результате коррозионных повреждений. В случае дальнейшей низкотемпературной ректификации или каталитической переработки фракций, получаемых на установке, в присутствии чувствительных к влаге катализаторов, газы необходимо предварительно осушить (во избежание образования гидратов или льда, а также коррозионного поражения оборудования). Осушку газов (на схеме также не показана) осуществляют методами абсорбции водным раствором диэтиленгликоля или адсорбции, на силикагеле, оксиде алюминия или цеолитах. Жирный газ, состоящий преимущественно из предельных углеводородов, поступает с установок первичной переработки нефти АТ и АВТ, гидрокрекинга, каталитического риформинга и некоторых других. Жирный газ, состоящий из непредельных углеводородов, поступает с установок каталитического и термического крекинга, пиролиза и коксования. Состав сырья определяет режим процесса, причем это влияние состава сырья одинаково при фракционировании предельных и непредельных углеводородов. Наибольшее влияние на работу фракционирующего абсорбера оказывает изменение концентрации углеводородов С, —С3 в жирном газе. Например, с повышением содержания углеводородов С3 в сырье необходимо увеличить расход абсорбента на 10—15 °ь (масс.). Кроме того, следует повысить расход водяного пара в подогревателе колонны для отпаривания большего количества пропана и усиления режима охлаждения при конденсации паров с верха этой колонны, а также перевода питания колонны на лежащие выше тарелки. Технологическая схема установки приведена на рис. VI-2. Компримированный в две ступени (на схеме не показано) до давления 1,2—2,0 МПа жирный газ поступает в среднюю часть фракционирующего абсорбера 3. Несколькими тарелками выше из резервуарного парка сырьевым насосом подается по одному из трех вводов (в зависимости от содержания пентановых углеводородов). нестабильный бензин. Обычно в абсорбере 3 имеется 40—50 тарелок, распределенных примерно поровну между абсорбционной и десорбционной секциями. Из используемых в абсорберах тарелок наиболее эффективными являются клапанные. Применение секционирования тарелок, уменьшающего эффект поперечного перемешивания, и внедрение прямоточного взаимодействия фаз позволяет в 2-3 раза повысить производительность оборудования. Давление во фракционирующем абсорбере —от 1,2 до 2,0 МПа. С верха абсорбера 3 уходит сухой газ с содержанием углеводородов С3 —С5 не более 10—15 % (об.). В сепараторе 4 от него отделяется конденсат, а сухой , газ направляется в заводскую топливную сеть. Абсорбер оборудован системой циркуляционных орошений для съема тепла абсорбции. Тепло для отпаривания углеводородов С1—С2 подается в низ абсорбера с помощью «горячей струи». Для этого продукт с низа абсорбера забирается насосом 1, проходит один поток трубчатой печи 5 и вводится в абсорбер 3 под первую ректификационную тарелку. Регенерированный абсорбент (ненасыщенный стабильный бензин) через теплообменник 6 и холодильник 2 подается на верх абсорбера в один из трех вводов (в зависимости от содержания углеводородов С1 —С2 в жирном газе и во избежание уноса абсорбента). Деэтанизированный бензин, насыщенный фракциями С3 — С5, после подогрева в теплообменнике 6 подается по одному из трех вводов в стабилизационную колонну 7 для отделения сжиженного газа — рефлюкса (углеводороды — пропан, бутан и пентан). Пары рефлюкса (головная фракция стабилизации) с верха колонны 7, сконденсировавшись в холодильнике 2, поступают в приемник 9. Тепло для отпаривания легких углеводородов от стабильного бензина вводится в низ колонны «горячей струей». Для этого бензин с низа этой колонны забирается насосом 1, и часть его нагревается в змеевиках трубчатой печи 5 (второй поток) и поступает под нижнюю ректификационную тарелку колонны 7 (другая часть стабильного бензина направляется на орошение абсорбера 3). |