Главная -> Словарь

Установки следующая

Анализ полученных данных показал, что селективность очистки газа снижается с увеличением плотности орошения , высоты рабочей зоны абсорбера и температуры , причем наибольшее влияние на селективность оказывает температура абсорбции. По результатам опытных испытаний МДЭА-процесс был рекомендован для промышленной апробации, а также определена область оптимальных значений технологических параметров процесса. Концентрация H2S и СО2 в регенерированном растворе амина, г/л: 0,4...0,8 и 2...3, соответственно. Показатели работы установки сероочистки приведены в табл. 3.2 в сравнении с данными, полученными при проведении процесса очистки с использованием растворов ДЭА.

Рис. 3.15. Принципиальная технологическая схема экспериментальной установки сероочистки.

Из уравнений и следует, что равновесная концентрация механических примесей в системе определяется только отношением Q/. По известной концентрации механических примесей в растворе амина и количеству твердой фазы, поступающей с газом, можно оценить количество образующихся продуктов коррозии. Например, для одной установки сероочистки АГПЗ при производительности по газу 200 тыс. м3/ч, объеме раствора 1500 м3, Cf = 7 г/м3, Qr= 100 г/ч, V = 150 м3/ч, Е = 1, получим QK = 950 г/ч. Учитывая, что состав продуктов коррозии соответствует составу FeS2 , количество разрушающегося металла составит около 500 г/ч, т.е. примерно в 5-6 раз больше, чем поступает примесей с газовым потоком. Аналогичная величина может быть получена, если провести расчет, исходя из средней скорости коррозии 0,1 г/, и с учетом площади рабочей поверхности оборудования установки.

На рис. 3.24 пунктиром показано место узла экстракции примесей из аминового раствора в принципиальной технологической схеме промышленной установки сероочистки газа.

При необходимости высокой степени очистки и при небольших количествах серы выгодно использовать жидкофазные процессы. Для выяснения влияния различных факторов на длительную работу таких установок сероочистки, в СевКавНИИгаз и ВНИПИГаз проведены опытно-промышленные исследования на установках очистки нефтяного и природного газов в Дагестанской АССР и Узбекской ССР раствором гидроокиси железа . Однако низкое качество серы, получаемой в процессе регенерации раствора, и унос Fe3 значительно снижают технико-экономические показатели установки сероочистки. ВНИИГаз разработал несколько технологий, позволяющих проводить обработку серных шлаков с получением из них товарных продуктов и возвращения в цикл очистки унесенной гидроокиси железа .

/ — сухой газ риформинга; II — газ гидроочистки; ///—газ термического крекинга; IV—возвратный газ с факельного хозяйства; V—водородсодержащий газ риформинга; VI — газ на установку сероочистки; VII—газ с установки сероочистки; VIII—жидкий газ; IX — неочищенный отопительный газ к потребителям; X—газ для лаборатории; XI—газ для потребителей административно'й зоны; XII — сброс на факел.

Анализ полученных данных показал, что селективность очистки газа снижается с увеличением плотности орошения , высоты рабочей зоны абсорбера и температуры , причем наибольшее влияние на селективность оказывает температура абсорбции. По результатам опытных испытаний МДЭА-процесс был рекомендован для промышленной апробации, а также определена область оптимальных значений технологических параметров процесса. Концентрация H2S и СО2 в регенерированном растворе амина, г/л: 0,4...0,8 и 2...3, соответственно. Показатели работы установки сероочистки приведены в табл. 3.2 в сравнении с данными, полученными при проведении процесса очистки с использованием растворов ДЭА.

Рис. 3.15. Принципиальная технологическая схема экспериментальной установки сероочистки.

Из уравнений и следует, что равновесная концентрация механических примесей в системе определяется только отношением Q/. По известной концентрации механических примесей в растворе амина и количеству твердой фазы, поступающей с газом, можно оценить количество образующихся продуктов коррозии. Например, для одной установки сероочистки АГПЗ при производительности по газу 200 тыс. м3/4, объеме раствора 1500 м3, С = 7 г/м3, Qr= 100 г/ч, V = 150 м3/ч, Е = 1, получим QK = 950 г/ч. Учитывая, что состав продуктов коррозии соответствует составу FeS2 , количество разрушающегося металла составит около 500 г/ч, т.е. примерно в 5-6 раз больше, чем поступает примесей с газовым потоком. Аналогичная величина может быть получена, если провести расчет, исходя из средней скорости коррозии 0,1 г/, и с учетом площади рабочей поверхности оборудования установки.

На рис. 3.24 пунктиром показано место узла экстракции примесей из аминового раствора в принципиальной технологической схеме промышленной установки сероочистки газа.

При необходимости высокой степени очистки и при небольших количествах серы выгодно использовать жидкофазные процессы. Для выяснения влияния различных факторов на длительную работу таких установок сероочистки, в СевКавНИИгаз и ВНИПИГаз проведены опытно-промышленные исследования на установках очистки нефтяного и природного газов в Дагестанской АССР и Узбекской ССР раствором гидроокиси железа . Однако низкое качество серы, получаемой в процессе регенерации раствора, и унос Fe3 значительно снижают технико-экономические показатели установки сероочистки. ВНИИГаз разработал несколько технологий, позволяющих проводить обработку серных шлаков с получением из них товарных продуктов и возвращения в цикл очистки унесенной гидроокиси железа .

Технологическая схема реконструированной установки следующая. Нефть двумя потоками прокачивается через теплообменники и дегидраторы. Благодаря использованию дополнительного тепла циркуляционных орошений она нагревается до 202 °С. До реконструкции температура нагрева в теплообменниках не превышала 170 °С. Нагретая нефть поступает в испаритель. Парогазовая смесь из испарителя направляется в основную ректификационную колонну. Полуотбензиненная нефть с низа испарителя подается в трубчатую печь, где нагревается до 330—340 °С, и затем также поступает в основную колонну. В колонне 27-ая, 19-ая и 12-ая тарелки не имеют слива жидкости вниз. Колонна оборудована штуцерами для отвода и подвода трех циркуляционных орошений. Первое циркуляционное орошение забирается насосом с 10-ой тарелки и после теплообменников возвращается на 11-ую; второе забирается с 17-ой тарелки и подается на 18-ую; третье выводится с 25-ой тарелки и возвращается на 26-ую. В колонне в качестве боковых погонов отбирают три фракции: 140—260; 260—300 в 300—350 °С.

Принципиальная схема данной установки следующая. Сырье подается в нижнюю часть стояка, по которому катализатор поступает из регенератора в реактор. Встречая горячий катализатор, сырье испаряется и вместе с увлеченным катализатором поступает в реактор. Определенный уровень катализатора в реакторе поддерживается с помощью особой секции, встроенной в реактор. Отведенный через эту секцию отработанный катализатор поступает в наружную отпарную колонну. Снизу отпарной секции катализатор по отводящей трубе перетекает в регенератор. Регенерированный катализатор отводится снизу регенератора в стояк, по которому вновь поступает в реактор. Пары нефтепродуктов из реактора направляются в ректификацией чую колонну через циклонный сепаратор. Отделенный в сепараторе катализатор возвращается в нижнюю часть реактора.

Технологическая схема промысловой термохимической установки следующая: эмульсионная нефть с 10—20% воды вместе с деэмульгатором, подаваемым на прием сырьевого насоса, прокачивается через теплообменник или печь, где нагревается до 40—60° С, и направляется в резервуар, в котором после соответствующего отстоя происходит расслаивание эмульсии на нефть и воду. Отстой нагретой эмульсии в резервуаре в зависимости от ее характера и стабильности длится от нескольких часов до суток и более. Отстоявшуюся воду спускают из резервуара во время поступления ** в него'горячей нефти, либо после некоторого отстоя.

содержание в нем ароматических углеводородов С9 и выше обычно бывает в пределах 0,1—0,4 вес. %, а при использовании в качестве сырья продуктов изомеризации ксилолов оно может достигать 5 вес. %. В связи с этим в схемах установки выделения о-ксилола должна быть предусмотрена колонна для отделения о-ксилола от ароматических углеводородов С9. Их можно выделять непосредственно из технического ксилола, однако при этом товарный о-кс'илол получится в виде остатка, что ухудшит его качество. Поэтому ароматические углеводороды С9 отделяют от о-ксилола после отделения его от других изомеров. В этом случае схема работы установки следующая: в первой колонне отделяют этилбензол и изомеры ксилола от о-ксплола и ароматических углеводородов С9, а во второй — о-ксилол от ароматических углеводородов С9 .

Принципиальная схема установки следующая .

Техническая характеристика установки следующая:

показана на рис. 65. На ней можно проводить регенерацию кислых отработанных масел с применением водных растворов щелочных реагентов. Техническая характеристика установки следующая:

Технологическая схема этой установки следующая: в нейтрализатор поступает аммиачная вода, затем загружается кислая смолка. Перемешивание осуществляется с помощью циркуляционного насоса, а подача на транспортер с шихтой дозировочным насосом. Нейтрализатор не требует дополнительного подогрева, -вполне достаточно тепла нейтрализации, а также специальных мер для обезвреживания выбросов в атмосферу, которые будут ничтожными из-за низкой температуры процесса и использования разбавленной аммиачной воды.

Схема работы установки следующая сырая смола из расходного хранилища / насосом 17 подается в нижнюю секцию ра-диантной части трубчатой печи 18, где нагревается до 125— 135 °С, при котором достигается глубокое обезвоживание смолы Для предотвращения агрессивного действия солей, содержащихся в воде, в смолу добавляют 6 %-ный раствор кальцинированной соды в количестве 0,05—0,06 % от перерабатываемой смолы Раствор соды из сборника 15 насосом подается в смеситель 7, откуда забирается насосом 17 и подается в смолу, идущую на окончательное обезвоживание Из трубчатой печи подогретая смола поступает в испаритель первой ступени 3 Пары легкого масла и воды с температурой 100—110°С из испарителя поступают в конденсатор паров 6, где конденсируются и охлаждаются

Принципиальная схема установки следующая: водород из водородной емкости поступает в емкость установки высокого давления, а из последней в реактор установки. Сырье из мерника микронасосом подается в систему через редуктор. Все сырьевые линии снабжены паровым обогревом. Перед редуктором сырье смешивается в тройнике с водородом и поступает в верхнюю часть реактора. Обогрев реактора осуществляется 3-секционной электропечью. Продукты реакции выходят снизу реактора и поступают в холодильник «труба в трубе» , а из последнего в сепаратор , где жидкие продукты отделяются от газов. Сепаратор снабжен смотровым стеклом одновременно служащим указателем уровня. Жидкие продукты из сепаратора дросселируются вентилем в приемник, находящийся на щите управления. Линия вывода продуктов также снабжена паровым обогревом.

На Волжском нефтеперерабатывающем заводе эксплуатируется мощная установка по возврату факельного газа на ЦГФУ . Она состоит из 11 компрессоров производительностью 1500 м3/ч каждый, одного газгольдера газа емкостью 6000 м3 и двух газгольдеров по 3000 м3 . Это позволило полностью вернуть на ЦГФУ весь факельный газ и практически потушить факел. Принципиальная схема установки следующая. Факельный газ низкого и высокого давления идет в отделители 1 и 2, затем в газгольдеры 6 и 7 и на прием компрессоров 4 и 5. Сжатый в компрессорах газ направляется через установку сероочистки в топливную сеть завода. Из отделителей 1 и 2 газовый конденсат насосом 3 откачивают на установку АГФУ. Часть газа постоянно подается на контрольный факел 8.