Температура при гидроочистке в паровой фаз

Сырьевые теплообменники. Как отмечалось в гл. И1, неправильная обвязка сырьевых теплообменников, а также низкие скорости продуктов нарушают нормальную работу оборудования, приводят к аварийным ситуациям и снижают технико-экономические показатели работы установки. Так, в блоке предварительной гидроочистки беизина установки каталитического риформинга при подаче свежего газа 7700 м /ч наблюдались резкие непрерывные колебания температуры в реакторе (в пределах до 50 °С). При увеличении нодачи газа до 8800 м /ч эти явления устранялись. Рабочие условия в реакторе температура 350 С, давление 2,0 МПа. Температура газо-сырьевой смеси на выходе пз теплообменника составляла 200— 225 Т. В этих условпях в результате неправильной обвязки теплообменника, высокого парциального давления сырья и низких скоростей подачи сырья в межтрубном пространстве скапливалась жидкая фаза, периодический унос которой потоком газа в печь вызывал колебания температуры. Дополнительная подача свежего газа снижала парциальное давление сырья, сырье поступало в печь в паровой фазе, и колебания температуры исчезали. [c.138]

Первый этап выполненного исследования включал обследование и моделирование фактической работы колонны стабилизации дизельного топлива при загрузке установки гидроочистки на уровне 65-70% от проектной. При фактическом технологическом режиме в колонне К-201 обеспечивается получение стабильного гидроочищенного дизельного топлива с температурой вспышки 70 °С. Вместе с тем, нестабильная бензиновая фракция, выводимая из емкости орошения колонны К-201, имеет утяжеленный фракционный состав при ее разгонке по ГОСТ 2177-82 до 180 °С выкипает только 94% об., а ее отбор составляет 72% от потенциального содержания бензиновой фракции в гидрогенизате. Низкий отбор бензиновой фракции и ее нечеткое выделение обусловлено как недостаточным числом тарелок в укрепляющей части, так и низкой фракционирующей способностью тарелок отгонной части колонны К-201. Расчетные паровые нагрузки ректификационных тарелок укрепляющей части (фактор Рз) составляют 0,36-1,14 Па , а их тепломассообменная эффективность - 45%. В отгонной части колонны К-201 расчетная эффективность клапанных тарелок не превышает 35%, что обусловлено их [c.18]

Разделение жидких и газовых смесей. Жидкие и газовые смеси разделяют, используя различие температур кипения, различие растворимости, сорбционных, химических и других свойств компонентов смеси. Наиболее широко разделение таких смесей используют на нефтяных месторождениях. Нефть - смесь углеводородов с примесями кислородных, сернистых и азотистых соединений - разделяют перегонкой на составные части, или фракции, - бензин, лигроин, керосин, мазут и т.д. Сернистые соединения бензиновой фракции удаляют каталитической гидроочисткой - в паровой фазе на катализаторе сернистые соединения гидрируют до сероводорода, который отделяется при конденсации. [c.248]

Фракция дизельного топлива выводится из кармана 13-й тарелки в отпарную колонну К-103, в которой смонтированы 4 тарелки. Под нижнюю тарелку подается перегретый пар для отпарки легких углеводородов, количество подаваемого в колонну К-102 пара регулируется в зависимости от вспышки дизельного топлива - для легкого ДТ температура вспышки составляет 93°С. Плотность ДТ - 847 кг/м , пределы кипения - 175...375°С. Температура при поступлении в резервуар (45°С) обеспечивается за счет охлаждения керосина и дизельного топлива в холодильниках воздушного охлаждения ХВ-108. Паровая фаза из отпарной колонны Т-103 возвращается в колонну Т-101 под 15-ю тарелку. Если на заводе не получают авиационный или осветительный керосин, то керосиновая фракция смешивается с фракцией дизельного топлива перед гидроочисткой и депарафинизацией, если эти процессы требуются исходя из состава сырья. [c.185]

Процесс гидроочистки бензиновой фракции заключается в превращении сероорганических и кислородных соединений соответственно в сероводород, углеводороды и воду. Процесс протекает в паровой фазе на катализаторе в присутствии водорода при температуре 420°С и давлении 4.. .4,5 МПа. [c.215]

Анализ проб жидких и паровых продуктов на первом и втором блоках установки Л-24-6 при температуре сепарации 210-230 С, а также расчет рассмотренных вариантов сепарации показали, что при заданной поверхности нагрева оптимальная температура сепарации газопродуктовой смеси соответствует температуре начала кипения перерабатываемого сырья, т. е. в случае гидроочистки дизельного топлива составляет 230 °С. [c.108]

Кубовая жидкость деметанизатора 13 состоит в основном из углеводородов Сг—С4. Дальнейшая задача заключается в разделении углеводородов Сг и Сз, что осуществляется в ректификационной колонне 14, называемой деэтанизатором. Обычное давление в ней 2,5 МПа, а температура верха около — 10°С, поэтому для создания флегмы требуется охлаждение за счет пропиленового холодильного цикла (пропилен испаряется под давлением, способным обеспечить нужную температуру его кипения). С верха колонны 14 отводят смесь этилена и этана с примесями ацетилена и незначительных количеств метана и пропилена. Эта фракция поступает в блок гидроочистки от ацетилена. Ее подогревают в теплообменнике 15 за счет тепла обратного потока и затем в паровом подогревателе 16, после чего добавляют небольшое количество водорода и гидрируют в аппарате гидроочистки 17 на гетерогенном катализаторе. [c.49]

На рис. 91 показано влияние температуры на содержание серы, расход водорода и закоксовывание катализатора. При использовании различных продуктов и для достижения необходимой степени обессеривания температура процесса гидроочистки в паровой фазе может быть 360—420 °С. [c.260]

Принципиальная схема процесса Парекс , предназначенного для извлечения к-парафинов Сю—С18, приведена на рис. VI 1.5. В качестве вытеснителя используется аммиак. Процесс проводится в паровой фазе при температуре 400°С и давлении 0,1—1,0 МПа. Сырье, пройдя гидроочистку, смешивается с водородсодержащим газом, испаряется в теплообменнике 7 и в парообразном состоянии поступает в адсорбционный блок. Этот блок включает три колонны 1, 2, 3, заполненные цеолитом и работающие попеременно в режимах адсорбции и десорбции. Так как процесс адсорбции парафинов протекает в [c.241]

Расчеты на прочность змеевиков производят но нормам расчета элементов паровых котлов на прочность, рекомендующим принимать конструкционные материалы и допускаемые напряжения в зависимости от температуры стенок металла. В соответствии с этим толщину стенок труб печей гидроочистки рассчитывают по пределу текучести, соответствующему максимальной температуре стенки во время цикла реакции (500° С). Толщину стенок труб змеевиков риформинга, работающих при [c.143]

Диапазон температур и давлений, применяемых при гидрогенизации топлива, составляет 380—550"С и 20—70 МПа. Катализаторами служат контактные массы на основе вольфрама, молибдена, железа, хрома и других металлов с различными активаторами. Для получения наибольшего выхода жидкого моторного топлива гидрогенизацию ведут двухстадийно. Первую стадию проводят при 380—400°С, подавая в реактор высокого давления водород и пульпу исходного топлива с катализаторами, распределенными в жидком продукте гидрирования. В результате жидкофазного гидрирования получают широкую фракцию среднего масла , которую после удаления фенолов снова гидрируют уже в паровой фазе (вторая стадия) в реакторе с потоком взвеси катализатора (см. ч. I, рис. 115) при 400—550°С и 30—60 МПа. Конечными продуктами гидрогенизации и последуюших операций гидроочистки, гидрокрекинга и каталитического риформипга (см. с. 69) служат искусственные бензин, котельное и дизельное топливо, а также газ, содержащий легкие предельные углеводороды газообразные продукты путем конверсии могут быть переработаны на водород, выход которого достаточен, чтобы обеспечить все предыдущие стадии производства. [c.54]

В реакторе с мешалкой осаждаются А1(0Н)з при сливании растворов алюмината натрия (с модулем 2,1—2,3) и 15%-ной Н2804. Осаждение длится 2—2,5 ч при pH пульпы — 9,2—9,5. По окончании осаждения пульпу нагревают острым паром и кипятят 1 ч при 110°С, отфильтровывают на фильтр-прессе и промывают паровым конденсатом до отсутствия сульфат-ионов в промывных водах. В реакторе, снабженном рамной мешалкой, нагретую до 80 °С пульпу А1(0Н)з перемешивают 1,5—2 ч с растворами молибдата аммония и нитрата кобальта, направляют на фильтр-пресс для отжима. Пройдя формовочную машину, контактная масса с влажностью 65% поступает в ленточную сушилку, где ее высушивают до остаточной влажности 10% в течение 3 ч при 100—120 С и прокаливают в электропечи при 630—650 °С. Термообработка при высоких температурах происходит 2—3 ч. После этого катализатор должен содержать не более 3,5% влаги. Степень гидроочистки от сероорганических примесей на алюмокобальтомолибденовых катализаторах составляет не менее 99%. [c.150]

Температура. При температурах ниже 300—340 °С обессерива-ние в паровой фазе обычно протекает слабо. С повышением тем-пературв от 340 до 400 °С степень обессеривания возрастает при дальнейшем повышении температуры увеличивается выход газов, легких продуктов и быстрее закоксовывается катализатор. При гидроочистке промышленных видов сырья с течением времени содержание кокса на катализаторе увеличивается и активность его постепенно уменьшается. Для сохранения постоянной глубины процесса гидрообессеривания температуру в реакторе,приходится повышать. В конце рабочего пробега средняя температура в реакторе может превышать первоначальную на 20—60 °С. Для оценки скорости дезактивации катализатора обычно пользуются отношением [c.264]

Сероводород выделяют из отходящих газов крекинга и газов гидроочистки, промывая их 20%-ным водным раствором диэтаноламина. Затем десорбированный из диэтаноламинового раствора сероводород сжигают с теоретическим количеством воздуха до элементарной серы и воды. При этом сгорают также все углеводороды, находящиеся в смеси с сероводородом, что предупреждает обуглероживание бокситного катализатора, который применяется в следующих двух стадиях. При сожжении сероводорода в элементарную серу превращается около 65% от всего количества сероводорода. Газы, выходящие из горелки, имеют температуру около 1120°. Они поступают на обогрев парового котла-утилизатора и затем в промывную колонну, где сера конденсируется в виде жидкости при 145°. Часть жидкой серы подают на орошение этой же колонны. [c.394]

Сырье, пройдя блок гидроочистки, после стабилизации подогревается в печи 1 и поступает в колонну 2 для отгонки легких фракций, образовавшихся при гидроочистке. Остаток после отгонки, имеющий кп -200 С, подают насосом 8 через печь 7 к основанию подъемника (лифт-реактор) 11. Температура в реакторе 515-545 С, время контакта сырья с катализатором несколько секунд. Сюда же из регенератора 6 ссьшается регенерированный катализатор и вниз подается водяной пар. Катализатор, взвешенный в смеси паров сырья и водяного пара, через решетку на конце подъемника 11 попадает в реактор 10. Там пары продуктов крекинга отделяются от катализатора, который ссыпается в отпарную секцию, снабженную перегородками для повышения эффективности отпаривания. Отпаренный катализатор самотеком ссыпается в регенератор 6. Воздух на регенерацию подают воздуходувкой 9 температура регенерации 700 С, давление 2,5 МПа, интенсивность выжигания кокса -80 кг/ч, скорость газов над слоем 0,9-1,0 м/с. В регенераторе отсутствуют паровые змеевики для отвода избыточного тепла, и тепловой баланс реакторного блока регулируют, изменяя соотношение СО СОз (раздельно подавая воздух в воздушные змеевики). [c.55]

С той же целью был разработан [105] другой способ получения сырья каталитического крекинга, принцип которого иллюстрирует схема К-6 на рис. 10.3. В отличие от предьщущей схемы здесь гидровисбрекинг помещен в начале комбинированной схемы (сырьем могут служить мазут или полугудрон). Продукты гидровисбрекинга разделяют в сепараторе 4 на паровую и жидкую фазы. Паровую фазу при температуре висбрекинга (420-435 °С) направляют в реактор гидроочистки 2, а жидкую фазу подвергают глубокой вакуумной перегонке, и вакуумный газойль без охлаждения (температура 320-330 °С) подают в парогазовый поток перед реактором 2. В результате такого комбинирования возможно увеличить количество сырья на крекинг (с 77 до 79% от мазута) и осуществить процесс гидроочистки этого сырья при минимальных энергетических затратах, так как перед гидроочисткой продукт не нафевается в печах, а используется тепло его нафева на ступени гидровисбрекинга. [c.468]

Сочетание теплообменных схем (с сырьевыми смесями) с многоступенчатыми реакторами, применяющими теплоагенты сйешения, может представить практический интерес при автотермизации (т. е. ведении процесса без сообщения тепла извне) ряда процессов типа деструктивной гидрогенизации в паровой фазе, гидрирования алкенов, гидроочистки бензино и др. В этих случаях введение поверхностного теплоотвода исходной сырьевой смесью в начальных стадиях реагирования позволит значительно снизить температуру ее предварительного подогрева перед поступлением в реактор и в результате ограничиться применением несколько более развитых теплообменных устройств (с отходящими продуктами. реакции) взамен постоянно действующих огневых трубчатых печей. [c.347]

Основным методом очистки реактивных топлив за рубежом является гидроочистка. В последние годы фирмой Atlanti Ri hfield разработан новый процесс гидроочистки дистиллятов, имеющих повышенное против требований спецификаций содержание ароматических углеводородов и меньшую высоту некоптящего пламени [9, 10]. Процесс осуществляют в две ступени в паровой фазе. В первой ступени проводят очистку сырья от сернистых и азотистых соединений (если сырье содержит олефины, то и от олефинов), во второй — на высокоактивном катализаторе осуществляют реакции частичного гидрирования ароматических углеводородов в нафтеновые при режиме, исключающем протекание реакций крекинга (температура 290—430°С, давление водорода 42—70 am). Для гидрирования используется 89%-ный водород с установок рифорглинга. [c.48]