Главная -> Словарь

Охлаждающая поверхность

смеси и подается в горячий сепаратор. Парогазовая смесь из горячего сепаратора используется для нагрева гидрогенизата из холодного сепаратора и получения водяного пара в рибойлере.. Затем смесь газа и нефтепродукта охлаждается последовательно в воздушном и водяном холодильниках и поступает в холодный сепаратор, где выделяется циркуляционный водородсодержащий газ. Гидро-генизат из холодного сепаратора, предварительно нагретый в теплообменнике парогазовой смесью из горячего сепаратора, смешивается с гидрогенизатом из горячего сепаратора и направляется в колонну стабилизации.

Гидроочищенный продукт, уходящий с низа колонны 11, охлаждается последовательно в теплообменнике 10, аппарате воздушного охлаждения 14 и с температурой 50 °С выводится с установки.

ходит 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 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 , после сепаратора 9 подвергается физической стабилизации в колонне 17.

Сырье — сероводородсодержащий газ — освобождается от увлеченного моноэтаноламина и воды в приемнике У и нагревается до'45—50 °С в пароподогревателе 2. Затем 89 % от общего количества сероводородсодержа-щего газа вводится через направляющую форсунку в основную топку 4. Через ту же форсунку воздуходувкой 5 в топку подается воздух. Расход сырья и заданное объемное соотношение воздух : газ, равное : 1, поддерживаются автоматически. Температура на выходе технологического газа из основной топки измеряется термопарой или пирометром. Затем газ охлаждается последовательно внутри первого, а затем второго конвективного пучка котла-утилизатора основной топки. Конденсат поступает в котел-утилизатор из деаэратора 3, с верха которого отводится полученный водяной пар. В котле-утилизаторе основной топки вырабатывается пар с давлением 0,4—0,5 МПа. Этот пар используется в пароспутниках трубопроводов установки. В трубопроводах, по которым транспортируется сера, а также в хранилище жидкой серы поддерживается температура 130—150 °С. Сконденсированная в котле-утилизаторе сера через гидравлический затвор 7 стекает в подземное хранилище 20. Обогащенный диоксидом серы технологический газ из котла-утилизатора направляется в камеру смешения вспомогательной топки I каталитической ступени //. В камеру сжигания топки поступает сероводородсодержащий газ и воздух от воздуходувки 5.

Выходящий с верха экстракционной колонны рафинат охлаждается последовательно в теплообменнике Т-7 до 110—120 °С и в холодильнике Х-8 до 40 СС.

В экстракционной колонне К-4 при температуре 150 °С и давлении 1,3 ЛШа происходит противоточная жидкофазная экстракция водным раствором ДЭГа ароматических углеводородов, находящихся в смеси с парафиновыми углеводородами. При этом в результате многократного смешения сырья с ДЭГом ароматические углеводороды поглощаются ДЭГом и выводятся с низа колонны, а рафинат — с верха колонны. Давление в верху колонны К-4 поддерживается уровнем рафината в колонне. Выходящий с верха колонны К-4 рафинат охлаждается последовательно в теплообменнике Т-7 н холодильнике Х-12. Из холодильника Х-12 рафинат с температурой 40 °С поступает в отстойник Е-5, где отделяется от унесенного раствора ДЭГа.

вый поступает в низ колонны 3 в качестве горячей струи, второй — в качестве сырья в атмосферную колонну 7, Смесь паров тяжелого бензина и водяных из атмосферной колонны конденсируется и охлаждается, последовательно пройдя аппараты воздушного и водяного охлаждения. Конденсат собирается в емкости 5, из которой часть тяжелого бензина возвращается на верх атмосферной колонны в качестве холодного орошения. Балансовый избыток его откачивается в сырьевую емкость 5 дебутанизатора 14, где он смешивается с углеводородным газом и легким бензином. В смеси бензинов газ полностью растворяется. С тарелок Т-8, Т-16—18 и Т-28—30 атмосферной колонны отбирают три боковых погона: фракции 180—220, 220—280. 280—350 СС, Каждая фракция поступает в свою отпарную колонну 8. В нижнюю часть от-парных колонн 8 и атмосферной 7 подают перегретый водяной пар для отпаркн легкокипящнх фракций.

Исходный газ разделяется на два потока. Один из них дросселируется и охлаждается в теплообменнике типа "газ -газ" 3 холодным потоком несконденсировавшегося газа из от-парной колонны 7. Другой поток охлаждается последовательно в теплообменниках первой 2 и второй 4 ступеней, после чего смешивается с первым потоком и поступает на разделение в сепаратор 5. Сконденсировавшиеся углеводороды из сепаратора 5 направляются на газофракционирующую установку 10, где разделяются на индивидуальные углеводороды и пентаны + высшие. Часть полученных индивидуальных углеводородов используется для приготовления холодильной смеси.

В ректификационно-отпарных колоннах газовый поток охлаждается последовательно в теплообменнике обратным потоком сухого газа и в холодильнике, в результате чего он переходит в двухфазное состояние и без предварительной сепарации подается в среднюю часть колонны. Верхний продукт колонны проходит через конденсатор-холодильник и поступает в рефлюксную емкость, где отделяется газовая фаза, а сконденсировавшиеся углеводороды возвращаются в качестве орошения в верх колонны.

В схемах разделения углеводородного газа с использованием конденсационно-отпарных колонн сырой газ охлаждается последовательно обратным потоком сухого газа , доохлаждается в холодильниках с внешним хладагентом и поступает на разделение в сепаратор, откуда отбензиненный газ выводится с установки, а сконденси-

вается сначала в теплообменниках потоком стабильного топлива, поступающего из нижней части стабилизационной колонны, затем в теплообменнике потоком газопродуктовой смеси, в печи и направляется в реактор. После реактора газопродуктовая смесь отдает свое тепло газосырьевой смеси и подается в горячий сепаратор. Парогазовая смесь из горячего сепаратора используется для нагрева гидро-генизата из холодного сепаратора и получения водяного пара в ри-бойлере. Затем смесь газа и нефтепродукта охлаждается последовательно в воздушном и водяном холодильниках и поступает в холодный сепаратор, где отделяется циркулирующий ВСГ. Гидрогенизат из холодного сепаратора, предварительно нагретый в теплообменнике парогазовой смесью из горячего сепаратора, смешивается с гид-рогенизатом из горячего сепаратора и направляется в колонну стабилизации.

В случае синтеза среднего давления катализатор находится в трубках , окруженных водой, температура которой также определяется давлением. В обоих случаях для отвода тепла используется вода. Передача тепла от катализатора к охлаждающим поверхностям обеспечивается в основном синтез-газом, так как катализатор, содержащий большой процент кизельгура, обладает очень низкой теплопроводностью. Чем меньше диаметр трубок, в которых находится катализатор, тем меньше местных перегревов катализатора и тем ниже метанообразование. Возможная удельная нагрузка катализатора, выраженная в нм3 таза .на 1 м3 объема катализатора в час, сравнительно невелика в связи с необходимостью соответствующего теплоотвода. Соответственно невелика и мощность реакторов. Реактор емкостью примерно 10 м3 катализатора может пропустить 1000 м3/час синтез-газа, что при выходе 165—170 г .полезных продуктов синтеза на 1 нм3 превращенного газа соответствует примерно 120 кг/час продуктов синтезе' . Охлаждающая поверхность на 1000 м3 превращенного газа составляет около 3000 м2, а расход металла на 1000 м3/час превращенного газа составляет 65 г.

Охлаждающая поверхность реакторов рассчитывается согласно формуле

Охлаждающая поверхность трех реакторов

I — ленты из нержавеющей стали; 2 —охлаждающая поверхность; 3—водяные холодильники; 4 — непрерывная лента парафина; S —нож для резки плит.

По условиям теплообмена охлаждающая поверхность конденсатора делится на три зоны: зону охлаждения перегретого пара, зону конденсации и зону охлаждения конденсата. Первой соответствуют наихудшие условия теплообмена, а второй наилучшие. В результате этого поверхности охлаждения приходится находить для каждой зоны

Реконструкция установки. В последние годы установки с движущимся шариковым катализатором, спроектированные и построенные для аморфного алюмосиликатного катализатора, переведены на значительно более активные и селективные цеолитсо-держащие катализаторы, на которых, во-первых, получается значительно больше бензина, во-вторых, кокса. Если установки не реконструировать, то их приходится эксплуатировать в более мягком режиме или при сокращенной производительности. Для полного использования возможностей, заложенных в цеолитсодержа-щих катализаторах, осуществляется несколько вариантов реконструкции установок. Например, в одном варианте реконструирован ввод тяжелого сырья ; сокращен объем реакционной зоны до 30—40 м3; увеличен на 2—3 секции регенератор; увеличена охлаждающая поверхность конденсаторов верхнего продукта ректификационной колонны.

Исследование теплоотвода в ректорах привело к созданию многотрубного реактора , по производительности в 25-30 раз превышающего реактор типа «труба в трубе». В одном реакторе находятся 2052 трубы с общим объемом катализатора 40 м3. Охлаждающая поверхность равна всего 230 м2 на ' 1000 м3 превращенного синтез-газа, что составляет лишь 5% от охлаждающей поверхности пластинчатых реакторов и 7% от той же величины для реакторов «труба в трубе». Установка для синтеза углеводородов в газовой фазе на стационарном катализаторе, оборудованная реакторами такого типа, эксплуатируется в Сасолбурге .

Исследование теплоотвода в ректорах привело к созданию многотрубного реактора , по производительности в 25-30 раз превышающего реактор типа «труба в трубе». В одном реакторе находятся 2052 трубы с общим объемом катализатора 40 м3. Охлаждающая поверхность равна; всего 230 м2 на111000 м3 превращенного синтез-газа, что составляет лишь 5% от охлаждающей поверхности пластинчатых реакторов и 7% от той же величины для реакторов «труба в трубе». Установка для синтеза углеводородов в газовой фазе на стационарном катализаторе, оборудованная реакторами такого типа, эксплуатируется в Сасолбурге .

Охлаждающая поверхность погружных конденсаторов-холодильников может быть четырех типов: А—: секции со съемными двойниками; Б — секции с приварными круто загнутыми фитингами; В — секции змеевиковые с гнутыми трубами; Г — секции с трубными решетками.

Синтез при атмосферном давлении осуществляют в пластинчатых реакторах, а синтез при'повышенных давлениях — в трубчатых . В качестве охлаждающего агента используют воду, которая циркулирует по трубкам, пронизывающим пластинчатые реакторы, или в межтрубном пространстве трубчатых реакторов. Передача тепла к охлаждающим поверхностям обеспечивается в основном синтез-газом, так как катализатор, содержащий большой процент кизельгура , имеет очень низкую теплопроводность. Чем меньше диаметр трубок или расстояние между пластинами, тем меньше возможность местных перегревов и тем ниже метанообразование. Так как теплопроводность катализатора мала, возможная удельная нагрузка на катализатор не превышает 100 ч~\ а поэтому и невелика единичная мощность реактора. Сравнительно простой расчет показывает, что, например, через реактор с 10 м3 катализатора можно пропустить 1000 м3 синтез-газа в час, что при выходе 165— 170 г полезных продуктов на 1 м3 превращенного газа составляет примерно 120 кг продуктов синтеза в час. Охлаждающая поверхность на 1000 м3 превращенного газа при этом равна 3000 м2, а расход металла — около 65 т.

Значительно лучшие условия теплообмена достигаются в кожухотрубчатых реакторах с одинарными трубами или в реакторах со специальными элементами, состоящими из двух концентрических труб диаметром 21/24 и 44/48 мм, когда катализатор засыпают ' в кольцевое пространство между трубами. Внутренняя труба сверху и снизу специальными патрубками соединяется с межтрубным пространством. Таким образом, внутренняя и наружная поверхности, между которыми находится катализатор, омываются охлаждающей водой. В одном реакторе помещалось 2044 элементов «труба в трубе» с общим объемом катализатора 10 м3. Суммарная охлаждающая поверхность составляла 3500 м2 на 1000 м3 синтез-газа, т. е. немного меньше, чем в пластинчатых на то же количество газа, но это позволило почти полностью исключить местные перегревы. Водяная циркуляционная система реакторов рассчитана на 2,2— 2,4 МПа, а трубы — на 1—1,2 МПа. В таких реакторах проводили синтез при среднем давлении на Со- и Fe-катализаторах.