Гидроочистка дизельного топлива 2 (стр. 7 из 16)
Сырье, подаваемое насосом 1 смешивается с водородсодержащим газом, нагнетаемым компрессором 16. После нагрева в теплообменниках 6 и 4 и в змеевике трубчатой печи 2 смесь при температуре 380—425°С поступает в реактор 3. Разность температур на входе в реактор и выходе из него не должна превышать 10°С.
Продукты реакции охлаждаются в теплообменниках 4, 5 и 6 до 160°С, нагревая одновременно газосырьевую смесь, а также сырье для стабилизационной колонны. Дальнейшее охлаждение газопродуктовой смеси осуществляется в аппарате воздушного охлаждения 7, а доохлаждение (примерно до 38°С) — в водяном холодильнике 8.
Нестабильный гидрогенизат отделяется от циркуляционного газа в сепараторе высокого давления 9. Из сепаратора гидрогенизат выводится снизу, проходит теплообменник 10, где нагревается примерно до 240°С, а затем — теплообменник 5 и поступает в стабилизационную колонну 11.
На некоторых установках проводится высокотемпературная сепарация газопродуктовой смеси. В этом случае смесь разделяется при температуре 210—230°С в горячем сепараторе высокого давления; уходящая из сепаратора жидкость поступает в стабилизационную колонну, а газы и пары — в аппарат воздушного охлаждения. Образовавшийся конденсат отделяется от газов в холодном сепараторе и направляется также в стабилизационную колонну[15].
Циркуляционный водородсодержащий газ после очистки в абсорбере 18 от сероводорода водным раствором моноэтаноламина возвращается компрессором 16 в систему.
В низ колонны 11 вводится водяной пар. Пары бензина, газ и водяной пар по выходе из колонны при температуре около 135°С поступают в аппарат воздушного охлаждения 12, и газожидкостная смесь разделяется далее в сепараторе 13. Бензин из сепаратора 13 насосом 15 подается на верх колонны // в качестве орошения, а балансовое его количество выводится с установки. Углеводородные газы очищаются от сероводорода в абсорбере 22.
Гидроочищенный продукт, уходящий с низа колонны 11, охлаждается последовательно в теплообменнике 10, аппарате воздушного охлаждения 14 и с температурой 50оС выводится с установки.
На установке имеется система для регенерации катализатора (выжиг кокса) газовоздушной смесью при давлении 2—4 МПа и температуре 400—550°С. После регенерации катализатор прокаливается при 550°С и 2 МПа газовоздушной смесью, а затем система продувается инертным газом[16].
2.6 Абсорбер очистки циркуляционного газа установки гидроочистки
В качестве вспомогательного оборудования был выбран абсорбер установки гидроочистки. Процесс абсорбции состоит в избирательном поглощении жидкостью (абсорбентом) целевых составных частей исходной газовой смеси. Абсорбцию применяют для разделения, очистки и осушки различных углеводородных газов, извлечения бензина и пропан-пропиленовой фракции из естественных и попутных газов и т. д. Процесс абсорбции протекает тогда, когда парциальное давление или концентрация извлекаемого компонента в газовой смеси больше, чем в жидкости (абсорбенте). Чем больше эта разность, тем интенсивнее переход компонента из газовой смеси в жидкость. Когда парциальное давление или концентрация компонента в жидкости больше, чем в газовой смеси, происходит десорбция — выделение растворенного газа из раствора.
Абсорберы и десорберы работают попарно. В некоторых случаях абсорбцию и десорбцию осуществляют последовательно в одном и том же аппарате. Конструкции абсорберов и десорберов, представляющих собой цилиндрические вертикальные аппараты, отличаются большим разнообразием и зависят от конкретного технологического процесса. Колонна работает при давлении 0,3—4 МПа. В качестве абсорбента применяют масла или другие нефтепродукты. Степень извлечения компонента из газовой смеси зависит от основных параметров процесса абсорбции — давления, температуры, числа тарелок в колонне и расхода абсорбента.
 |
Этот аппарат служит для удаления сероводорода и водяных паров из циркуляционных газов. На рисунке приведена схема абсорбера установки гидроочистки. Он представляет собой колонну диаметром 3 м, высотой 20 м, снабженную одной глухой тарелкой 4 и тринадцатью барботажными тарелками 8 из S-образных элементов (рисунок 2.3).
1-вывод конденсата; 2-сливная труба; 3- ситчатый каплеотбойник; 4- глухая тарелка; 5 - вывод раствора; 6-газовая труба; 7- отбойная шляпка; 8-барботажная тарелка; 9-ввод абсорбента; 10- отбойник-сепаратор; 11-верхний каплеуловитель; 12-выход газа; 13-ввод газа.
Рисунок 2.3. Абсорбер очистки циркуляционного газа установки гидроочистки
Газ по штуцеру 13 поступает в нижнюю часть абсорбера под вертикальный ситчатый каплеотбойник 3 и, отделившись от конденсата, который стекает по сливной трубе 2 и далее отводится через штуцер 1 на десорбцию, попадает под глухую тарелку 4. С глухой тарелки, снабженной трубами 6 и отбойными шляпками 7 для прохода газов, насыщенный абсорбент и конденсат газа отводятся по штуцеру 5. Постепенное насыщение абсорбента целевым компонентом происходит на барботажных тарелках 8. Абсорбент подают в колонну по штуцеру 9. Очищенная газовая смесь покидает колонну через штуцер 12, предварительно пройдя отбойник-сепаратор 10 и верхний каплеуловитель 11.
Многие абсорберы снабжены насадочными каскадными тарелками.
3 Расчетный раздел
3.1 Исходные данные
а) Производительность по сырью:
G=2,1млн.т/год;
б) Характеристика сырья:
Фракционный состав 200-350оС
ρ0=0,8244г/см3
Содержание серы So=0,49%, в том числе меркаптановой серы Sм =0,04%, сульфидной Sc=0,24%, дисульфидной Sд=0,05% и тиофеновой Sт=0,16%
Содержание непредельных углеводородов 10%(масс.) на сырье;
в) Остаточное содержание серы в очищенном дизельном топливе Sк<0,05%(масс.), т.е. степень гидрообессеривания 90%;
г) Гидроочистка производится на алюмокобальтмолибденовом катализаторе при Р=4МПа, при кратности циркуляции водородсодержащего газа к сырью æ=200нм3/м3 [17];
д) Кинетические константы процесса: k0=4,62∙106, Е=67040 кДж/моль, n=2.
Расчет выхода гидроочищенного топлива Вдт%(масс.)на исходное сырье равен:
Вдт=100-Вб-Вг-∆S,
где Вб - выход бензина, %(масс.);
Вг - выход газа, %(масс.);
∆S-количество удаленной из сырья серы, %(масс.)
В 100кг сырья содержится 0,49 кг серы.
Бензин и газ образуются преимущественно при гидрогенолизе сернистых соединений. При средней Мr =209, в 100кг сырья содержится 100/209=0,48 кмоль.
0,49кг серы содержат 0,49/32=0,015кмоль серы, т.е. содержание молекулы составляют (0,015/0,48)∙100%=3,1%общго числа молекул. Если принять равномерное распределение атомов серы по длине углеводородной цепочки, то при гидрогенолизе сераорганических соединений с разрывом у атомов серы выход бензина и газа составит:
Вб=∆S=0,44%(масс.)
∆S=So-Sк
Вr=0,3∆S=0,3∙0,44=0,132%(масс.)
Тогда выход дизельного топлива будет равен:
Вдт=100-0,44-0,132-0,44=98,99%(масс.)
Полученная величина в дальнейших расчетах уточняется после определения количества водорода, вошедшего в состав дизельного топлива при гидрогенолизе сернистых соединений и гидрировании непредельных углеводородов. Полученные значения выхода газа, бензина и дизельного топлива далее будут использованы при составлении материального баланса установки и реактора гидроочистки.
Водород в процессе гидроочистки расходуется на: гидрогенолиз сераорганических соединений, гидрирование непредельных углеводородов, потери водорода с отходящими потоками (отдувом и жидким гидрогенизатом). Расход водорода на гидрогенолиз сераорганических соединений можно найти по формуле:
G1=m∆S,
где G1-расход 100%-го водорода, %(масс.) на сырье;
∆S-количество серы, удаляемое при гидроочистке, %(масс.) на сырье;
m-коэффициент, зависящий от характера сернистых соединений.
Значение m для свободной серы равно 0,0625, для меркаптанов – 0,062, дисульфидов – 0,0938, тиофенов – 0,250 и бензотиофенов – 0,187.
Наиболее стабильны при гидроочиске тиофеновые соединения, поэтому при расчете принимаем, что вся остаточная сера (0,05%(масс.) на сырье) в гидрогенолизате тиофеновая, а остальные сераорганические соединения полностью разлагаются.
При этом получаем:
G1=Sм∙mм+Sc∙mc+Sд∙mд+(Sт-Sк)mт=0,04∙0,062+0,24∙0,125+0,05∙0,0938+(0,16-0,05)∙0,250=0,0024+0,03+0,0046+0,0275=0,0645
Расход водорода на гидрирование непредельных углеводородов равен:
G2=2∆Gh/M,
где G2-расход 100% водорода %(масс.) на сырье,
М-средняя молекулярная масса сырья;
Gh-разность содержания непредельных углеводородов в сырье и гидрогенизате, %(масс.) на сырье, считая на моноолефины.
Среднюю молекулярную массу сырья рассчитаем по следующей формуле:
М=44,29∙d1515/(1,03- d1515)
М=44,29∙0,8244/1,03-0,8244=36,51/0,2059=177,6.
Принимая, что степень гидрирования непредельных углеводородов (10%) и гидрогенолиза сернистых соединений одинакова:
G2=2∙10∙0,9/177,6=0,101
Мольную долю водорода, растворенного в гидрогенизате, можно рассчитывать из условий фазового равновесия в газосепараторе высокого давления:
Х′н2=Y′н2/Кр,
где Х′н2 и Y′н2 – мольные доли водорода в паровой и жидких фазах;
Кр – константа фазового равновесия (для газосепаратора высокого давления при 40оС, Кр=30.
Х′н2=0,8/30=0,027
Потери водорода от растворения в гидрогенизате G3=(%масс.) на сырье составляют: