Таблиця 2. Характеристика гідрогенізатів, отриманих при гідруванні
Результати дослідження гідрогенізатів, отриманих в обох серіях дослідів, наведені в табл. 122 і 123 і на рис. 72 п 73. Як
У табл. XIII.1 наведені результати дослідження хімічного складу жидкофазная гідрогенізатів, отриманих з деяких американських
Проведені раніше дослідження жидкофазная гідрогенізатів, отриманих з Черемхівського вугілля і смоли напівкоксування цього вугілля, дають близькі до наведених значень змісту кисневмісних і азотистих сполук.
Вплив АС на якість гідрогенізатів, отриманих при гідрокрекінгу вакуумного
В роботі представлені результати дослідження гідроооессері-ванна вакуумного відгону від крекінг-залишку з межами кипіння 350-500 ° С в чистому вигляді і в суміші з нафтовими дистилятами різного фракційного і хімічного складу з метою підготовки сировини для виробництва малосернистого коксу. Досліди проводили на лабораторній установці проточного типу-з завантаженням 100 см ^ примушує-ленного алюмокобальтмолібденового каталізатора. Показано, що для гідроочищення зазначеної сировини в чистому вигляді для отримання гід-рогенізата з сіркою 6,5 $ потрібно досить жорсткі умови. Розведення впливає як на глибину гидрообессеривания, так і на ступінь перетворення важких ароматичних і смолистих компонентів вихідної сировини. Глибина гидрообессеривания зростає з полегшенням фракційного складу розчинника в ряду: вакуумний газойль - - «- дизельна фракція --бензіновая фракція. У таблиці наведено характеристику фр.350-к.к. гідрогенізатів, отриманих при тиску 5 МПа, температурі 380 ° С, об'ємної швидкості подачі, сировини 1ч, подачі водню 800 нл / л.
машкінской нафтоі. Якість сировини і гідрогенізатів, отриманих на алюмонікельмолібденовом і алюмокобальтмолібденовом каталізаторах, наведені в табл. 1, 2 і на рис. 1 -4.
З гідрогенізатів, отриманих на зразках каталізаторів I і II ректифікацією на лабораторної колон-ие ефективністю 30 теоретичних тарілок, був -Виділити бензол в і дизельного палива розширеного фракційного складу.
Так, наприклад, ряд гідрогенізатів, отриманих в ході відновлення продуктів карбонилирования пропілену при об'ємної швидкості по рідкому сировини 0,5 ч "1 і різних температурах, був підданий ректифікації з відбором наступних фракцій :!) головна фракція; 2) цільова фракція; 3) кубовий залишок.
Опис установки. Схема установки однопоточні. Сировина змішується з циркуляційним і свіжим водородсодержащим газом, нагрівається в теплообміннику і трубчастої печі до температури реакції і подається в реактор. Газо-продуктова суміш після реактора послідовно охолоджується в термосифонного рібойлере стабілізаційної колони, теплообмінники, в повітряному холодильнику, доохлаждается у водяному холодильнику і надходить в сепаратор, де при 40 ° С продукти поділяються на циркуляційний газ і гидрогенизат: циркуляційний газ очищується від сірководню 15% розчином МЕА і надходить на циркуляційний компресор, а гидрогенизат направляється в сепаратор другого ступеня, де при зниженні тиску від нього відділяється частина розчиненого вуглеводневої аза. Далі гидрогенизат, попередньо нагрітий в теплообмінниках, надходить в колону стабілізації. З нижньої частини колони виходить стабільний гас, який послідовно охолоджується в теплообмінниках і холодильнику, після чого
Насичений легкими вуглеводнями каталізата з низу сепаратора 5 після зниження тиску перетікає в сепаратор 8, де з нього відділяється вуглеводневий газ гідрокрекінгу і розчинений сірководень. Потім каталізата потрапляє в стабілізаційну колону 6 для відділення бутанов і залишку сірководню. Стабільний гидрогенизат направляється на ректифікацію в звичайну систему з трубчастої печі 11 і колони 12, з якої відбирається бензин, легкий газойль і залишок. Залишок можна повертати на повторний гідрокрекінг, а також використовувати в якості сировини каталітичного крекінгу або котельного палива.
Принципова технологічна схема гідроочищення практично однакова для всіх видів сировини, що переробляється. Сировина, свіжий і циркулює водородсодержа-нок гази нагріваються в теплообміннику 3 і в печі 1 і подаються в реактор 2. Реакційна суміш після реактора 2 охолоджується в теплообміннику 3, холодильнику 4 і надходить в газосепаратор високого тиску 5, в якому циркулює ВСГ відділяється від рідкого гідрогенізату. Циркулює ВСГ після очищення від сірководню моноетаноламіном в абсорбере б циркуляційним компресором 7 повертається в реакторний блок. Рідкий гидрогенизат направляється в газосепаратор низького тиску 8. десорбувати з гідрогенізату вуглеводневі гази після очищення моноетаноламіном в абсорбере 9 виводяться з установки.
Гідрогенізат і гази реакції з теплообмінника Т-3 поступають в трубне простір теплообмінників Т-1, далі в холодильник X-if і в сепаратор С-1. З сепаратора С-1 гидрогенизат направляється в теплообмінник Т-2, де нагрівається за рахунок теплоти потоку,
віддають своє тепло в теплообмінниках Т-1 і холодильниках Т-2 і надходять в сепаратор високого тиску Е-1, де від рідкої фази відділяється циркулює водородсодержащий газ. Після системи очищення від сірководню і осушення він повертається за допомогою компресора Н-2 на змішання з сировиною. Насичений легкими вуглеводнями каталізата з низу сепаратора Е-1 після скидання тиску перетікає в сепаратор Е-2, де відділяється вуглеводневий газ гідрокрекінгу і розчинений сірководень, а потім потрапляє в колону К.-2 для відділення від каталізата бутанов і залишку H2S. Стабільний гидрогенизат направляється на перегонку в звичайну систему з трубчастої печі 11-2 і колони К.-3, з якої відбирається бензин, дизельне паливо і залишок. Залишок може повертатися насосом Н-4 на повторний гідрокрекінг, а також використовуватися в якості сировини каталітичного крекінгу або котельного палива.
'Процес гідрокрекінгу олійної сировини супроводжується утворенням газів і досить великих кількостей світлих рідких продуктів -' бензинових і гасових фракцій. В щодо вмісту сірки, азоту і ненасичених сполук ці фракції є високоочищеними, однак октанове число бензинових фракцій невелика. Для виділення з гідрогенізату газів і бензино-гасових. фракцій, а також легкого газойля на установці гідрокрекінгу .імеется секція фракціонування. Далі масляний гидрогенизат направляється або в вакуумну колону для попереднього розділення його на кілька фракцій, або безпосередньо на установку депарафінізації. В останньому випадку поділ на масляні фракції різної в'язкості проводять після депарафінізації.
У рідкому гідрогенізат після сепаратора С-1 містяться розчинені водень, метан, етан, пропан і бутан. Для їх виділення гидрогенизат направляється в сепаратор, низького тиску С-2, де виділяється частина розчиненого газу. ^ З метою остаточної стабілізації гидрогенизат під власним тиском з сепаратора С-2 надходить через теплообмінник Т-3 в колону стабілізації /. Сировина, свіжий і циркулює водородсодержа-щий гази нагріваються в теплообміннику 3 і в печі 1 і подаються в реактор 2. Реакційна суміш після реактора 2 охолоджується в теплообміннику 3, холодильнику 4 і надходить в газосепаратор високого тиску 5, в якому циркулює ВСГ відділяється від рідкого гідрогенізату. Циркулює ВСГ після очищення від сірководню моноетаиоламіном в абсорбере 6 циркуляційних компресором 7 повертається в реакторний блок. Рідкий гидрогенизат направляється в газосепаратор низького тиску 8. десорбувати з гідрогенізату вуглеводневі гази після очищення моноетаноламіном в абсорбере .9 виводяться з установки.
го гудрону, одержуваного при глибоковакуумна перегонці нафти. Гудрон піддавався попередньої деасфальтизації з видаленням важких металів в процесі Добені, а деасфальтізата прямував на гідрообессеріванія. За схемою пропонується отримувати гудрон, що википає вище 540 ° С. вихід деасфальтізата на установці Добені становить 75,0. Отриманий після знесірчення гидрогенизат направляється на вакуумну перегонку; в якості сировини коксування використовується малосірчистих залишок, википає вище 450 ° СПЗ. При цьому потужність установки гидрообессеривания залишків знижується в 4,5 рази в порівнянні з знесірчення мазуту, але одночасно зменшується в 2,2 рази вироблення малосернистого коксу, Зниження вироблення коксу по П схемою викликано використанням в якості сировини коксування тільки важкого гудрону після його обробки в зазначених вище процесах. Якщо по I схемою з 6 млн.т Самотлорского нафти можна отримати 264 тис.т малосернистого коксу. то по П схемою - 120 тис.т. В обох випадках в схему включається процес знесірчення важких залишків.
Насичений легкими вуглеводнями каталізу з низу сепаратора С-1 після зниження тиску перетікає в сепаратор С-2, де від нього відділяється вуглеводневий газ гідрокрекінгу і розчинений сірководень. Потім каталізата потрапляє в стабілізаційну колону К-2 для відділення бутанов і залишків сірководню. Стабільний гидрогенизат направляється на ректифікацію в звичайну систему, що включає трубчасту піч П-2 і колону К-3, з якої відбирається бензин, легкий газойль і залишок. Залишок можна повертати на повторний гідрокрекінг, а також використовувати в якості сировини для каталітичного крекінгу або як котельне паливо. Тиск в реакційній зоні 15-20 МПа, температура 425-450 ° С, об'ємна швидкість подачі сировини близько 1ч "1, кратність циркуляції водородсодержащего газу 1000- 1200 м3 на 1 м3 сировинної суміші.
Гідрогенізат направляється на розгонку, де відбирається бензин, автомобільний або авіаційний. і середнє масло. Останнє переробляється на бензин в блоці бензінірованія або використовується безпосередньо в якості дизельного палива.