Проект реконструкции установки гидроочистки дизельного топлива с увеличением производительности до 2450000 тонн в год по сырью

Проект реконструкции установки гидроочистки дизельного топлива с увеличением производительности до 2450000 тонн в год по сырью

Реферат

Проект состоит из расчётно-пояснительной записки объёмом 214 листов, 64 таблиц, 9 рисунков, 54 литературных источников

Ключевые слова: ДИЗЕЛЬНОЕ ТОПЛИВО, ГИДРООЧИСТКА, КАТАЛИЗАТОР, ТЕХНОЛОГИЯ, ТЕХНОЛОГИЧЕСКИЕ РАСЧЕТЫ АВТОМАТИЗАЦИЯ, БЕЗОПАСНОСТЬ, ЭКОЛОГИЯ, ПРОИЗВОДИТЕЛЬНОСТЬ, СЕБЕСТОИМОСТЬ.

Целью данного проекта является реконструкция установки гидроочистки дизельных топлив ЛЧ-24/2000 с увеличением производительности до 2450000 тонн в год по сырью.

В пояснительной записке приведен литературный обзор способов производства, технико-экономическое обоснование проектируемого цеха и выбор места строительства. Даны физико-химические основы метода производства, характеристика сырья и готовой продукции. Сделано описание технологической схемы процесса, указан аналитический контроль производства и автоматический контроль средствами КИП и А. Проведен расчет материального и энергетического балансов, технологический и механический расчет реакционного аппарата, осуществлен подбор вспомогательного оборудования. Разработаны мероприятия по безопасности и экологичности производства.

Реконструкция осуществляется за счет замены сырьевого теплообменника на более производительный.

Проект реконструкции является эффективным. Себестоимость целевой продукции по предлагаемому проекту снизилась на 74,80 руб. Годовая прибыль составит 10654847,3 тыс. руб., что позволяет окупить затраты на реконструкцию в течение 5 месяцев

Перечень сокращений и условных обозначений

АВГ - аппарат воздушного охлаждения горизонтальный.

АТ - атмосферная трубчатка.

АВТ - атмосферно-вакуумная трубчатка.

ВНИИНП - Всероссийский Научно-Исследовательский Институт Нефтепереработки.

ДЗЭЧ - дизельное зимнее экологически чистое.

ДТ - дизельное топливо.

МДЭА - метилдиэтаноламин.

НПЗ - нефтеперерабатывающий завод.

ПЛК - пром-ливневая канализация.

РСУ - распределительная система управления.

УКПГ - установка комплексной подготовки газов.

ppm - parts per million - частей на миллион, единица измерения содержания серы в топливе.

Введение

Нефтепереработка сегодня - это крупная передовая отрасль нашей промышленности. Нефтяные топлива являются важнейшим источником энергии. Эту роль они сохранят и в течении ближайших десятилетий. К 2014 году доля нефти в энергопотреблении составила около 57 %, а через полвека нефть вместе с углём будут обеспечивать более половины потребности планеты.

Мировая потребность в нефти на 90 % удовлетворяется за счёт нефтей легких и средней плотности. Прогнозируется утяжеление поставляемой нефти и более высокое содержание в ней серы.

Во многих регионах мира нефтеперерабатывающая промышленность стоит перед проблемой, касающейся новых более жестких стандартов на качество топлив при одновременном изменении спроса на них. Особенно быстро меняются спецификации на дорожные бензины и дизельные топлива, заставляя нефтеперерабатывающие предприятия вкладывать средства в строительство новых установок или реконструкцию существующих мощностей.

Одним из распространённых процессов нефтепереработки является процесс гидроочистки моторных топлив, так как таким путём достигается улучшение качества бензинов, керосинов и дизельных топлив, приведение их в соответствие требованиям стандарта качества. Улучшение количества выпускаемых моторных топлив вызвано потребностью на рынке страны нефтепродуктов нового качества, ужесточающемся требованиями к защите окружающей среды, экономией природных запасов нефти, достигаемой за счёт сокращения удельных расходов топлив двигателями.

Гидрогенизационные процессы имеют несколько разновидностей. В их исследования большой вклад внесли Н.Д. Зелинский, А.Е. Фаворский, С.В. Лебедев, С.А. Фокин, большой вклад в их разработку внесли также сотрудники ВНИИНП.

Переработка сернистых нефтей сопряжена с интенсивной коррозией оборудования. Для её предупреждения приходиться прибегать к использованию дорогостоящего оборудования из легированных сталей и обеспечивать поступление на переработку обессоленной нефти. Поэтому дистилляты, идущие на выпуск товарных нефтепродуктов, подвергаются специальной очистке.

Максимальное снижение серы в нефтепродуктах достигается в результате гидрогенизационных процессов: снижается содержание не только сернистых, но и азотистых, и других агрессивных соединений, кроме этого, гидроочистка применяется для облагораживания сырья каталитического крекинга и других процессов.

Будучи универсальным и исключительно удобным источником энергии, нефть и нефтепродукты в то же время представляют потенциальную угрозу для окружающей среды, относясь к важнейшим факторам её загрязнения. При сгорании нефтепродуктов образуются все основные загрязнители атмосферы. Так, например, антропогенная эмиссия углеводородов и оксида углерода близка к естественной, а свинца и оксидов серы- её превышает. Оксиды серы и азота превращаются в соответствующие кислоты, участвуя в образовании кислотных дождей.

Применение топлива с высоким содержанием сернистых соединений ведёт к коррозионному износу деталей двигателя. При сгорании сернистых соединений в двигателе образуется окислы SO₂ и SO₃, которые вместе с конденсирующимися парами воды образуют серную и сернистую кислоты, оказывающее сильное коррозионное воздействие на металл двигателя. Кроме того, использование сернистых топлив ведёт к загрязнению окружающей среды вредными продуктами сгорания.

В результате гидроочистки эти нежелательные факторы воздействия значительно снижаются, улучшаются многие показатели качества дизельного топлива, такие как: содержание серы, фракционный состав, цетановое число, температура застывания и помутнения.

В последнее время разработка и применение экологически чистых видов топлив является одним из основных вопросов на повестке дня во всем мире. В Европе переход на дизельное топливо с содержанием серы 50 ppm стал обязательным в 2005 году, а переход к содержанию серы, равному 10 ppm, произошел с 1 января 2009 года. Начиная с 2000 года, многие нефтеперерабатывающие предприятия успешно осуществили программы по усовершенствованию производства, направленные на обеспечение соответствия требованиям по концентрации серы, равной 50 ppm. При этом многие из них уже тогда были готовы к производству дизельного топлива с содержанием серы 10 ppm. Определяющими факторами при проведении таких программ являются применение современных технологий катализа, использование дополнительных объемов катализаторов, усовершенствования процесса обработки и контроля качества, а также оптимизации исходного сырья, в особенности при переработке сырьевых смесей на основе продуктов крекинга.

В России и странах СНГ ограничение на содержание серы в дизельном топливе, используемом для внутреннего потребления, до последнего времени составляла максимум 50 ppm, а с начала 2015 года это значение не должно превышать 10 ppm. Нефтеперерабатывающая промышленность России при этом должна соответствовать растущему

спросу на российское дизельное топливо в европейских странах, а так же понижающемуся внутреннему уровню спроса на жидкое топливо. Для обеспечения возможности экспорта дизельного топлива в страны Европейского Союза, оно должно соответствовать требованиям стандарта Euro-5.

Это означает, что нефтеперерабатывающая промышленность России находится на самом высоком уровне производства дизельного топлива с ультранизким содержанием серы, и все нефтеперерабатывающие предприятия адаптированы под современные мировые требования к качеству.

Одним из наиболее важных вопросов является принятие решения о реконструкции действующих установок гидроочистки дизельного топлива, относящихся к старому типу, путём замены катализатора на новый, более эффективный и селективный катализатор и/или строительство новых мощностей. Также должна быть произведена замена устаревшего оборудования на более современное и производительное. Замена катализатора имеющейся установки на катализатор нового поколения намного дешевле, чем строительство новой установки гидроочистки.

1. Литературный обзор с обоснованием метода производства

Гидрогенизационные процессы в нефтеперерабатывающей промышленности применяется во всё возрастающем объёме. Широкое развитие их обусловлено в основном повышением требований к качеству вырабатываемых нефтепродуктов и значительным объёмом сернистых нефтей, поступающих на переработку.

В нефтеперерабатывающей промышленности гидроочистка как тип гидрогенизационных процессов является основным. Она применяется для удаления из нефтепродуктов сераорганических соединений, а также соединений кислорода и азота и для снижения содержания непредельных и ароматических углеводородов, для улучшения запаха и цвета нефтепродуктов. В результате гидроочистки уменьшается коррозия оборудования и снижается загрязнение атмосферы.

Установка гидроочистки дизельного топлива ЛЧ-24/2000 введена в эксплуатацию в 1993 году.

Установка предназначена для очистки от сернистых соединений прямогонного дизельного топлива, поступающего с установок АВТ.

Очищенное от сернистых соединений дизельное топливо используется в качестве компонента для получения товарных дизельных топлив согласно действующим ГОСТам и ТУ.

Установка ЛЧ-24/2000 состоит из реакторного отделения, отделения стабилизации и дегазации гидрогенизата, отделения очистки циркуляционного газа и отделения регенерации раствора метилдиэтаноламина (МДЭА).

Бензин-отгон является побочным продуктом гидроочистки и используется как  компонент сырья блока вторичной разгонки бензина.

Углеводородные газы, образующиеся в процессе гидроочистки, используются на установке в качестве компонента топлива на печах.

Сероводород, образующийся в процессе гидроочистки, направляется на производство серной кислоты и элементарной серы.

Генеральный проектировщик предприятия НижегородНИИНефтепроект.

Химические основы процесса: удаление гетероатомов происходит в результате разрыва связей C-S, C-N и C-O и насыщение образующихся радикалов водородом. При этом сера, азот и кислород выделяются соответственно в виде H₂S, NH₃ и H₂O.

Превращение серосодержащих соединений:

RSH + H₂ → RH + H₂S

RSR^' + H₂ → R^'SH + H₂S

Кинетика гидрирования сернистых соединений сильно зависит от их строения. Она уменьшается с увеличением молекулярной массы, то есть удаление серы их тяжёлых нефтяных фракций происходит с большим трудом, чем из лёгких. Взаимодействие индивидуальных серосодержащих соединений различного класса с водородом в условиях гидроочистки происходит по реакции первого порядка.

Превращение азотоорганических соединений: гидрогенолиз связи C-N протекает труднее, чем C-S, поэтому в процессах гидроочистки азот удалить сложнее:

C₆H₅CH₂ + H₂ → C₆H₅CH₃ + NH₃

Хуже всего удаляется азот из циклических структур. Пиролл гидрируется до бутана и аммиака. При гидроочистки достигается практически полное гидрирование азотосодержащих соединений.

Превращение кислородосодержащих и металлоорганических соединений: в среднедистилляционных фракциях кислород может быть представлен соединениями типа спиртов, эфиров, фенолов. В высококипящих фракциях, в основном в мостиковых связях и в циклах молекул. Наибольшее количество кислородосодержащих соединений концентрируется в смолах и асфальтах.

RC₆H₄OH + 2H₂ → RC₆H₅ + H₂O

В присутствии обычных катализаторов гидроочистки кислородосодержащие соединения удаляются практически нацело.

Металлоорганические соединения разлагаются на активных катализаторах с выделением свободного металла, являющегося каталитическим ядом.

Превращение углеводородов: в условиях процесса гидроочистки происходит гидрирование алкенов, алкодиенов и частично полициклических аренов.

RCH=CH₂ + H₂ → RCH₂CH₃ (Т=310-400 ⁰С, Р =3 МПа)

Полициклические арены гидрируется при той же температуре, что и алкены, но при большем давлении Р= 3-7 МПа.

Макрокинетика процесса: скорость протекания реакции гидроочистки нефтяных фракций зависит от химической природы и физических свойств сырья, типа катализатора, парциального давления водорода, объёмной скорости подачи сырья, температуры и других факторов.                           

С повышением температуры скорость реакций гидрирования возрастает. Однако, верхний предел температуры ограничен (400- 420 ⁰С), что связано с неблагоприятным термодинамическим равновесием гидрирования тиофенов. Кроме того, повышение температуры способствует реакции гидрокрекинга, дегидрирования полициклических циклоалканов и коксообразованию. В зависимости от качества исходного сырья и требуемого качества очищенного продукта, гидроочистку проводят при температуре 320 - 400 ⁰С.

Скорость газофазной реакции (при гидроочистке легких фракций) возрастает с увеличением парциального давления водорода до 3 МПа и не изменяется. В жидкофазном процессе (при гидроочистке высококипящих фракций) повышение давления водорода до очень высоких значений увеличивает скорость реакции, ускоряя транспортирование водорода через плёнку жидкости к поверхности катализатора. Предел повышения давления обычно ограничивается удорожанием оборудования и составляет 8 МПа.   

Объёмная скорость подачи сырья зависит от содержания и типа гетероатомных соединений в сырье, от технологии получения сырья и требуемой глубины очистки. Обычно она колеблется от 0,5 до 10 ч^-1. Гидроочистку сырья с высоким содержанием тиофенов проводят с меньшей объёмной скоростью, чем сырья содержащего серу в виде меркаптанов и сульфидов. Низкая объёмная скорость требуется также для переработки тяжёлого сырья.

В промышленности процесс гидроочистки проходит при следующих показателях технологического режима:

- среднее давление в реакторах, МПа    3-6

температура в реакторах, ⁰С       320-400

объёмная скорость подачи сырья, ч^-1    2-5

кратность циркуляции ВСГ, м³/м³     200-350

-содержание водорода в ЦВСГ, % об.    от 90

Для получения дизельного топлива с ультранизким содержанием серы очень важно в тонкостях понимать химию процесса удаления серы из фракций нефтепродуктов. Процесс удаления серы из дизельных фракций является достаточно сложным, особенно если речь идет об очень глубокой очистке. Хотя в дизельном топливе и присутствуют серосодержащие соединения, точки кипения которых расположены по всем интервалу кипения топлива, наиболее устойчивые и трудные для удаления соединения (например, 4,6-диметилдибензотиофен) обнаруживаются во фракциях с наиболее высокими температурами кипения (более 320 ⁰C). Было выяснено, что имеется два основных типа химических реакций, используемых для удаления этих серосодержащих соединений (рисунок 1.1): прямая реакция (гидрогенолиз), и реакция гидрогенизации. Считается, что последний способ является наиболее эффективным с точки зрения снятия стерических ограничений. К третьему, наименее важному способу удаления серы, относятся реакции, при которых происходит изменение структуры молекул серосодержащих соединений.

Возможными для реализации являются все три типа реакций, при этом предпочтительное направление протекания реакций определяют рабочие условия конкретного процесса и тип применяемых катализаторов.

Рисунок 1 - Возможные типы реакций для удаления 4,6-диметил-дибензотиофена при   гидродесульфуризации

Известно, что реакции гидрогенолиза ингибируются как H₂S, так азотсодержащими соединениями, в то время как при использовании способа, основанного на гидрогенизации, в качестве ингибиторов выступают в основном азотосодержащие соединения. Поскольку в указанных случаях реакционная способность серосодержащих органических соединений оказывается различной, то катализаторы, работающие по механизму гидрогенолиза (кобальт-молибденовые, или CoMo-катализаторы) ведут себя иначе, чем катализаторы, которые в основном работают по механизму гидрогенизации (никель-молибденовые, или NiMo-катализаторы). Для неустойчивых серосодержащих соединений основным типом реакций является гидрогенолиз, что делает крайне эффективным применение CoMo-катализаторов. Для удаления же устойчивых соединений серы лучше использовать катализаторы с высокой активностью в процессе гидрогенизации. Высокая гидрогенизационная активность способствует протеканию реакций гиидрогенизационного типа, а так же удалению ингибирующих азотосодержащих соединений.

Эти концепции являются основными при выборе типа используемого катализатора: для работы при низком давлении, когда важнейшим типом протекающих реакций является гидрогенолиз, лучше использовать CoMo-катализатор . При увеличении рабочего давления более важными становятся реакции типа гидрогенизации, и в этом случае предпочтительным катализатором будет уже NiMo-катализатор. Помимо такого фактора, как давление, на выбор оптимального катализатора или каталитической системы для конкретной установки также влияют содержание азота в сырье (то есть доля легкого рециклового газойля) и требуемая объемная скорость.

. Физико-химические основы процесса

Процесс гидроочистки основывается на реакции разложения органических соединений, содержащих серу, азот, кислород, в присутствии водорода и катализатора при температуре 320-400 ^оС и давлении 3-5 МПа (30-50 кгс/см²) с последующим их гидрированием.

В керосиногазойлевых фракциях нефти содержатся классы серосодержащих соединений, перечисленные ниже в порядке уменьшения реакционной способности.

Таблица 2.1 - Классы серосодержащих соединений

В процессах гидрообессеривания протекают следующие основные реакции: сама реакция гидрообессеривания приводит к разрыву связи С-S

RS H + H₂ → RH + H₂S,- SR + 3Н₂ → 2 RH + 2H₂S,- S - R + 2H₂ → RH + RH + H₂S,

В условиях промышленного проведения процесса могут протекать реакции гидрогенолиза связи С-C , связи С-N, связи C-O, приводящие к реакциям гидрокрекинга, гидродеазотирования и восстановления.

RCH₂CH₂R’ +H₂ → RCH₃ + R’CH₃ ,₂ + H₂ → RCH₃ +NH_3, +H₂ → RCH₃ + Н₂О.

Таким образом, в процессе гидроочистки органические соединения, содержащие серу, азот, кислород, превращаются в углеводороды с выделением сероводорода, воды и аммиака.

При гидрообессеривании происходит также гидрирование ненасыщенных соединений

                                              + 5H₂ →                      

Одновременно с реакциями присоединения водорода идут реакции гидрокрекинга с образованием небольшого количества легких бензиновых фракций и газов, реакции изомеризации парафиновых и нафтеновых углеводородов и т.п.

Реакция разложения сернистых и других органических соединений происходит на поверхности катализаторов гидроочистки.

Факторами, влияющими на ход процесса, являются:

-    качество сырья;

-        активность катализатора;

         удельная скорость;

         соотношение водорода и сырья;

         температура;

         давление.

Качество сырья: скорость обессеривания уменьшается с увеличением плотности (молекулярного веса) сырья, так как с утяжелением фракционного состава увеличивается содержание тиофеновой серы.

Наличие смолистых соединений в сырье приводит к быстрому закоксовыванию катализатора и резкому снижению его активности. Содержание смолистых веществ в сырье косвенно характеризуется его цветом.

Активность катализатора: снижение активности катализатора происходит из-за отложений (кокс, окалина, металл и т.п.) на его поверхности. Образование коксовых отложений происходит за счёт окисления непредельных углеводородов кислородом, растворённым в сырье. Даже содержание кислорода 0,00001% в сырьё приводит к образованию смол с последующим коксообразованием. Коксоподобные вещества реагируют с сульфидами железа и отлагаются на поверхности катализатора, особенно на входном слое катализатора.

Удельная скорость: отношение объема сырья (м³/час) при 20 ⁰С к объему катализатора ( подсчитанному по насыпному весу) в реакторе называется удельной скоростью. Чем тяжелее сырье, тем ниже должна быть удельная скорость. Увеличение удельной скорости приводит к уменьшению времени пребывания сырья в реакторе, а значит и к снижению степени обессеривания. С другой стороны снижение удельной скорости приводит к снижению производительности установки и удорожанию процесса. Увеличение удельной скорости в 2 раза требует повышения температуры гидрообессеривания примерно на 17 ⁰С.

Соотношение водорода и сырья: при увеличении отношения водородосодержащий газ - сырье скорость процесса обессеривания увеличивается. Низкая степень обессеривания сырья при весьма малом отношении водородосодержащий газ - сырье объясняется недостаточным парциальным давлением водорода.

Кинетика реакций обессеривания имеет первый порядок по водороду и скорость обессеривания прямо пропорциональна парциальному давлению водорода. Парциальное давление водорода зависит:

-   от общего давления в реакторе,

-        от кратности ВСГ/сырье,

         от концентрации водорода в ВСГ.

Заметное возрастание степени обессеривания происходит до определенного предела (700 нм³ циркуляционного газа на 1м³ сырья), так как при повышении расхода газа уменьшается время контакта. Для процесса гидроочистки дизельных фракций принята кратность циркуляции ВСГ 160-180 нм³/м³ из расчета на 100 %-ый водород.

Сероводород, образующийся при реакции, замедляет скорость реакции. При содержании H₂S 0,3 % объемных в реакционной газовой смеси скорость реакции уменьшается на 5 %, поэтому необходимо производить очистку циркулирующего водорода от H₂S. Скорость реакции также уменьшается при увеличении содержания ароматических углеводородов в дизельном топливе.

Температура: при повышении температуры скорость гидрирования сернистых соединений возрастает, достигая максимума при 400 ⁰С. Для процесса гидроочистки дизельных фракций оптимальная температура 320-400 ⁰С.

При температуре выше 400 ⁰С развиваются процессы, вызывающие закоксовывание катализатора.

Давление: степень обессеривания увеличивается с возрастанием общего давления в системе, так как уменьшается объем газосырьевой смеси, увеличивается время контакта, увеличивается парциальное давление водорода. Повышенное давление ослабляет реакции дегидрирования углеводородов и уменьшает коксование катализатора. Повышенное давление в системе реакции ведет к увеличению насыщения непредельных и гидрогенизации ароматических углеводородов, что приводит к повышению расхода водорода.

Факторы влияющие на процесс очистки газов: очистка газов от сероводорода производится раствором МДЭА , который, контактируя с потоком циркуляционного газа, поглощает сероводород с образованием растворимого комплекса.

NСН₃ (C₂H₄ OH)₂ + H₂S  ®   H₂S ----- NСН₃ (C₂H₄ OH)₂

Регенерация раствора МДЭА основана на разложении образовавшегося комплекса.

H₂S ----- NСН₃ (C₂H₄ OH)₂  ® NСН₃ (C₂H₄ OH)₂   + H₂S

Разложение происходит при температуре 80-130 ⁰С. Основными факторами, влияющими на процесс очистки газов, являются: температура, давление, концентрация МДЭА, расход раствора МДЭА .

Оптимальная температура абсорбции сероводорода - 30-40 ⁰С. Повышение температуры ухудшает поглощение сероводорода. Важную роль играет соотношение температур раствора МДЭА и газа, поступающего на очистку. При высокой температуре газа происходит охлаждение его раствором МДЭА, с образованием жидкой фазы бензина. Бензин при регенерации раствора МДЭА испаряется и попадает в сероводородсодержащий газ.

Повышение давления увеличивает степень поглощения сероводорода. Уменьшение концентрации МДЭА в растворе увеличивает энергетические затраты на регенерацию МДЭА , но уменьшает скорость коррозии оборудования. С увеличением расхода циркулирующего раствора МДЭА, степень очистки от сероводорода увеличивается.

3. Характеристика сырья и готовой продукции

Таблица 3.1 - Характеристика сырья, материалов, реагентов, готовой продукции

. Описание технологической схемы

Узел подачи сырья

Сырье - прямогонная дизельная фракция - поступает на установку из промежуточного парка через клапан-отсекатель поз. UV-351, проходит очистку от механических примесей на фильтрах Ф-207/1,2, после чего через эл. задвижки поз. Z-218/3,4 поступает на прием сырьевых насосов Н-201/1-4. Управление клапаном-отсекателем поз. UV-351 осуществляется системой противоаварийной защиты (далее по тексту ПАЗ).

Сырье насосами Н-201/1-4 подается на смешение с циркулирующим водородсодержащим газом и в качестве газо-сырьевой смеси поступает в реакторный блок.

Постоянство расхода сырья, подаваемого в реакторный блок, регулируется в распределенной системе управления (далее по тексту РСУ) контуром поз. FQRC-3 посредством клапана поз. FV-3, установленного на линии подачи сырья от насосов  Н-201/1-4 в тройник смешения. Минимальное значение расхода сырья сигнализируется в РСУ. Сигнал на блокировку (остановку насосов Н-201/1-4) по понижению расхода сырья поступает от контура поз. FRAS-3/2 в систему ПАЗ.

Давление и температура сырья - прямогонной дизельной фракции - контролируется в РСУ контуром поз. PR-3А и ТR-3В, соответственно.

Реакторный блок

Сырье, подаваемое насосами Н-201/1-4 с давлением 46,0 кгс/см², и циркулирующий ВСГ, нагнетаемый циркуляционным компрессором ЦК-201 с давлением 46,0 кгс/см², поступают в тройник смешения.

Водородсодержащий газ (ВСГ) поступает в сепаратор С-203 через клапан-отсекатель UV-204.

В сепараторе производится разделение парогазовой и жидкой фазы.

Жидкая фаза из сепаратора С-203 отводится в сепаратор С-207 через клапан-отсекатель UV-362. Управление клапаном-отсекателем поз. UV-362 осуществляется системой ПАЗ.

Газовая фаза из сепаратора С-203 через фильтр Ф-206 поступает на всасывание компрессора. На линии всасывания установлен регулирующий клапан PV-120 и байпаснаяэлектрозадвижка HV-105 с дистанционным управлением. Регулировка загрузки компрессора осуществляется регулирующим клапаном РV-120 с монитора компьютера, а при необходимости вручную по месту задвижкой HV-105 в случае возникновения аварийной ситуации.

Для начального заполнения компрессора водородсодержащим газом перед пуском предусмотрен байпас клапана-отсекателя UV-204 (на линии ввода ВСГ в сепаратор С-203) малого диаметра с дистанционно управляемым клапаном HV-106 для ограничения скорости заполнения компрессора.

Сжатый водородсодержащий газ из компрессорной установки ЦК-201 поступает в тройник смешения. На линии нагнетания установлен клапан-отсекатель UV-205.

При снижении расхода через компрессор из линии нагнетания часть ВСГ отводится в байпасный холодильник Х-217 через антипомпажный регулирующий клапан FV-117. Регулирующий клапан FV-117 автоматически поддерживает минимально допустимый расход ВСГ через компрессор для исключения явлений помпажа при снижении расхода. Охлажденный ВСГ из холодильника Х-217 поступает во всасывающую линию компрессорной установки ЦК-201 перед сепаратором С-203.

Для отвода жидкой фазы из мест возможных скоплений конденсата ВСГ предусмотрена система продувки (дренажа) трубопроводов. Конденсат сбрасывается под давлением ВСГ (1,23-4,61МПа) в факельную систему.

В местах возможных скоплений конденсата ВСГ в трубопроводах всасывания (до сепаратора С-203), из фильтра Ф-206, в трубопроводах на нагнетании компрессора, на линии ВСГ от холодильника Х-217 предусмотрены отсечные клапаны с дистанционным управлением для сброса возможного скопления конденсата и дроссельные шайбы для ограничения расхода газовой фазы.

Из тройника смешения газо-сырьевая смесь (далее по тексту ГСС) с температурой  75 °С поступает последовательно в межтрубное пространство теплообменников нагрева газо-сырьевой смеси Т-202/1-4 и затем Т-201/1,2. В теплообменниках ГСС нагревается за счет тепла стабильного гидрогенизата, поступающего из колонны К-201, и газо-продуктовой смеси (далее по тексту ГПС) из реактора Р-201, соответственно.

Температура ГСС контролируется в РСУ контуром:

после тройника смешения - поз. TR-63;

после теплообменников Т-202/3,4 - поз. TR-62;

после теплообменников Т-202/1,2 - поз. TR-60.

После теплообменников Т-201/1,2 ГСС с температурой 314 °С/328 °С (начало/конец цикла) нагревается в реакторной печи П-201/1,2 до температуры реакции 349 °С/382 °С (начало/конец цикла) и поступает последовательно в реактор Р-200 и реактор Р-201.

В реакторы загружена система катализаторов - защитного слоя, предотвращающего засорение катализатора гидроочистки, и непосредственно никель-молибденовый катализатор.

В реакторах происходит гидрогенолиз серо-, азот- и кислородсодержащих соединений с образованием сероводорода, аммиака и воды.

Температура ГСС на входе в реактор Р-200 составляет 349 °С/382 °С (начало/конец цикла), на выходе - 369 °С/397 °С (начало/конец цикла), давление на входе - 41,7 кгс/см². Перепад давления по реактору Р-200 на конец цикла должен быть не более 2,0 кгс/см² для катализатора фирмы Альбемарле и 2,5 кгс/см² для катализатора фирмы Грейс.

Температура ГСС на входе в реактор Р-200 контролируется в РСУ контуром  поз. TRА-910А с сигнализацией минимального значения. Давление на входе в реактор контролируется в РСУ поз. PA-951, PA-951A с сигнализацией минимального значения.

Перепад давления по реактору Р-200 контролируется в РСУ контуром поз. PDIRA-953А с сигнализацией максимального значения.

Температура ГСС на входе в реактор Р-201 составляет 369 °С/397 °С (начало/конец цикла), на выходе - 369 °С/400 °С (начало/конец цикла), давление на входе - 40,7 кгс/см² / 39,7 кгс/см² (начало/конец цикла).

Перепад давления по реактору Р-200 на конец цикла должен быть не более 2,5 кгс/см² для катализатора фирмы Альбемарле и 2,0 кгс/см² для катализатора фирмы Грейс.

Температура на входе в реактор Р-201 контролируется в РСУ контуром поз. ТR- 58, на выходе - контуром поз. ТR- 56.

Перепад давления по реактору Р-201 контролируется в РСУ контуром поз. PDIA-12 с сигнализацией максимального значения.

Также контролируется РСУ перепад температуры в слое катализатора многозонными термопарами с сигнализацией максимального значения:

в реакторе Р-200 - контуром поз. ТIRA- 1001/1-4, поз. ТIRA- 1002/1-8.

в реакторе Р-201 - контуром поз. ТRA- 20/1-10.

Давление в реакторном блоке регулируется в РСУ контуром поз. PRC-14 посредством клапана поз. PV-14, установленного на линии вывода отдувочного ВСГ на ГРП.

Газо-продуктовая смесь из реактора Р-201 поступает в трубное пространство сырьевых теплообменников Т-201/1,2, где охлаждается до температуры 250 °С/270 °С (начало/конец цикла), отдавая тепло на нагрев газо-сырьевой смеси, и направляется в горячий сепаратор высокого давления С-201. Давление ГПС на выходе из теплообменника Т-201/1,2 измеряется техническим манометром поз. PI-938, а температура контролируется в РСУ контуром поз. TR-20.

В сепараторе С-201 происходит разделение нестабильного гидрогенизата и водородсодержащего газа. Давление в сепараторе С-201 контролируется в РСУ контуром  поз. PIR-954, а температура - контуром поз. TR-61.

Нестабильныйгидрогенизат из С-201 через клапан-отсекатель UV-17/2 поступает непосредственно в зону питания колонны стабилизации К-201. Управление клапаном-отсекателем поз. UV-17/2 осуществляется системой ПАЗ.

Уровень нестабильного гидрогенизата в сепараторе С-201 регулируется в РСУ контуром поз. LRC-17 посредством клапана поз. LV-17, установленного на линии вывода нестабильного гидрогенизата из сепаратора С-201 в колонну К-201. Минимальное и максимальное значение уровня сигнализируется в РСУ. Сигнал на закрытие клапана-отсекателя UV-17/2 по минимальному уровню поступает от контура LS-77 системы ПАЗ.

С верха сепаратора С-201 выходит ВСГ и направляется в теплообменник Т-205, где охлаждается, отдавая тепло нестабильномугидрогенизату, поступающему из холодного сепаратора высокого давления С-202 и доохлаждается в аппарате воздушного охлаждения Х-201/1-6 до 45 °С. Из аппарата воздушного охлаждения Х-201/1-6 водородсодержащий газ поступает на разделение в сепаратор С-202.

Для отмывки теплообменного оборудования реакторного блока от солей аммония предусмотрена подача конденсата водяного пара перед аппаратом воздушного охлаждения Х-201/1-6.

Расход конденсата водяного пара подаваемого в реакторный блок регулируется в РСУ контуром поз. FIRC-988 посредством клапана поз. FUV-988, установленного на линии подачи конденсата водяного пара от насосов Н-251/1,2 в трубопровод перед воздушным холодильником Х-201/1-6.

В холодном сепараторе высокого давления С-202 при давлении 34,8 кгс/см² и температуре не более 45 °С происходит разделение ВСГ, сконденсированных легких углеводородов и воды. Давление в сепараторе С-202 контролируется в РСУ контуром  поз. PIR-956, а температура регулируется в РСУ контуром поз. TIRC-67, исполнительный механизм которого изменяет степень открытия жалюзи на Х-201/1-6 и частоту вращения лопастей Х-201/1,3,5 на электродвигатели которых установлены частотные преобразователи автоматически регулирующие вращение вентиляторов.

Частота вращения лопастей вентиляторов контролируется в РСУ контуром поз. SR Х-201/1, SR Х-201/3, SR Х-201/5.

Нестабильный гидрогенизат из сепаратора С-202 поступает в теплообменник Т-205,

где нагревается за счет тепла паров сепаратора С-201, и в качестве второго (верхнего) потока питания через клапан-отсекатель поз.UV-355 направляется в колонну К-201. Управление клапаном-отсекателем поз. UV-355 осуществляется системой ПАЗ.

Уровень нестабильного гидрогенизата в сепараторе С-202 регулируется в РСУ контуром поз. LRC-18 посредством клапана поз. LV-18, установленным на линии вывода нестабильного гидрогенизата из сепаратора С-202 в теплообменник Т-205. Минимальное и максимальное значение уровня сигнализируется в РСУ.

Промывная вода из сепаратора С-202 выводится по уровню раздела фаз на установку производства элементарной серы, или в деаэратор Е-215 в случае остановки производства элементарной серы.

Уровень раздела фаз регулируется в РСУ контуром поз. LRC-551 посредством клапана поз. LUV-551, установленного на линии вывода промывной воды из сепаратора С-202. Минимальное и максимальное значение уровня сигнализируется в РСУ.

С верха из сепаратора С-202 выходит ВСГ и поступает в абсорбер циркуляционного ВСГ К-202 на очистку от сероводорода 45 % водным раствором МДЭА, подаваемого насосами Н-204/1,2.

Постоянство расхода регенерированного раствора МДЭА, подаваемого в абсорбер,  регулируется в РСУ контуром поз. FRC-147 посредством клапана поз. FV-147, установленного на линии подачи регенерированного МДЭА от насосов Н-204/1,2 в абсорбер К-202. Сигнал на блокировку (остановку насосов Н-204/1,2) по снижению расхода МДЭА поступает от контура поз. FRAS-147/2 системы ПАЗ. Температура МДЭА на входе в абсорбер контролируется в РСУ контуром поз. TR-65.

Насыщенный сероводородом раствор МДЭА из абсорбера К-202 через клапан-отсекатель поз.UV-360 поступает в сепаратор С-207. Управление клапаном-отсекателем поз. UV -360 осуществляется системой ПАЗ.

Уровень насыщенного раствора МДЭА в кубе абсорбера К-202 регулируется в РСУ контуром поз. LRC-153 посредством клапана поз. LV-153, установленного на линии вывода насыщенного МДЭА из абсорбера К-202 в сепаратор С-207. Минимальное и максимальное значение уровня сигнализируется в РСУ. Температура в кубе абсорбера  К-202 контролируется в РСУ контуром поз. TR-135.

Очищенный от сероводорода циркуляционный ВСГ делится на два потока, первый поступает через сепаратор С-203 на прием центробежного компрессора ЦК-201, где компримируется и далее направляется в тройник смешения с сырьем. Второй поток - в качестве "отдува" через клапан-отсекатель UV-359 выводится с установки на ГРП. Управление клапаном-отсекателем поз. UV-359 осуществляется системой ПАЗ.

Количество ВСГ, выводимого на ГРП, контролируется в РСУ контуром поз. FQIR-8.

Схемой установки предусмотрена возможность подачи части циркуляционного ВСГ на поддув в К-201 через клапан поз.FV-9 и газоподогреватель П-201.

Давление циркулирующего ВСГ на приеме сепаратора С-203 контролируется в РСУ контуром поз. PIR-957. В сепараторе С-203 происходит удаление капельной влаги и сконденсированных углеводородов из циркуляционного водородсодержащего газа.

Перепад давления на отбойном устройстве в сепараторе С-203 контролируется в РСУ контуром поз. PDIRA-11 с сигнализацией максимального значения.

Уровень в сепараторе С-203 регулируется в РСУ контуром поз. LRCA-108 посредством клапана поз. LUV-108, установленного на линии вывода жидкой фазы из сепаратора С-203 в сепаратор С-207. Минимальное и максимальное значение уровня сигнализируется в РСУ. Сигнал на блокировку по максимальному уровню поступает от контура поз. LSA-109 системы ПАЗ.

Из сепаратора С-203 водородсодержащий газ через фильтр Ф-206 поступает на прием циркуляционного контура компрессора ЦК-201, где дожимается до 46,0 кгс/см² и с температурой 80 °С направляется в тройник смешения с сырьем - прямогонной дизельной фракцией.

Давление циркуляционного ВСГ на линии приема компрессора ЦК-201 контролируется РСУ контуром поз. PIRA-113, на линии нагнетания - контуром поз. PICRA-120 и поз. PR-5A.

Температура циркуляционного ВСГ на линии нагнетания компрессора ЦК-201 контролируется РСУ поз. TR-5B.

Расход циркуляционного ВСГ перед тройником смешения контролируется в РСУ контуром поз. FIRA-5A с сигнализацией минимального значения. Сигнал на блокировку по понижению расхода циркуляционного ВСГ поступает от контура поз. FRAS-5 системы ПАЗ.

Для поддержания требуемой концентрации водорода в контуре циркуляционного ВСГ, а также для компенсации потерь водорода в результате химических превращений сырья и высокой растворимости ВСГ при горячей сепарации предусмотрена подпитка контура циркуляционного ВСГ свежим водородсодержащим газом на прием компрессора ЦК-201 перед сепараторами С-202 и С-203.

Свежий водородсодержащий газ поступает на установку через клапан-отсекатель поз.UV-352 с давлением 35,0 кгс/см² и с температурой не выше 60 °С с установки  ЛФ-35/21-1000 (либо с установки ЛЧ-35/11-600, Л-35/11-300). Управление клапаном-отсекателем поз. UV-362 осуществляется системой ПАЗ. Давление свежего ВСГ на входе на установку контролируется в РСУ контуром поз. PR-6A, а его температура - поз. TR-6б.

Расход свежего ВСГ регулируется в РСУ контуром поз. FQRCA-6 посредством клапана поз. FV-6, установленного на линии свежего ВСГ на входе на установку. Минимальное значение расхода свежего ВСГ сигнализируется в РСУ.

При отключении адсорбера хлороводорода 300-V5 на установки ЛФ-35/21-1000 необходимо переводить подпитку свежего ВСГ в сепаратор С-202. (изм.№10 утв.2.09.2014г)

Блок стабилизации нестабильного гидрогенизата

Нестабильный гидрогенизат из горячего сепаратора высокого давления С-201 с температурой 250°С/270°С (начало/конец цикла) и нестабильный гидрогенизат из холодного сепаратора высокого давления С-202, предварительно нагретый в Т-205 до температуры 210 °С, поступают, соответственно на 14 и 20 тарелки питания колонны стабилизации К-201.

Температура нестабильного гидрогенизата из сепаратора С-201 контролируется в РСУ контуром поз. TR-61, из сепаратора С-202 - контуром поз. TR-22. Расход нестабильного гидрогенизата из сепаратора С-202 контролируется в РСУ контуром  поз. FR-7.

В колонне стабилизации К-201 происходит отпарка легких углеводородов, сероводорода и воды. Процесс стабилизации в колонне К-201 осуществляется при избыточным давлении 5,2/5,7 кгс/см² (верх/куб) и температуре не выше 175/260 °С (верх/куб).

Температура верха и низа колонны К-201 контролируется РСУ контуром поз. TR-79 и контуром поз. TR-81, соответственно.

Температура питания колонны К-201 контролируется в РСУ контуром поз. TR-80.

Давление верха колонны контролируется в РСУ контуром поз. PIRA-960 и контуром поз. PIRA-960A с сигнализацией максимального и минимального значений. Сигнал на блокировку по повышению и понижению давления поступает из системы ПАЗ  (поз. PS-960 и поз. PS-960A).

Свежий ВСГ поступает с установок ЛФ-35-21/1000 (ЛЧ-35/11-600, Л-35/11-300) и направляется в газоподогреватель печи П-201/1,2, где нагревается за счет тепла дымовых газов. Из печи П-201/1,2 нагретый до 400 °С водородсодержащий газ через клапан-отсекатель поз. UV-356 поступает в куб колонны К-201. Управление клапаном-отсекателем поз. UV-356 осуществляется системой ПАЗ.

Количество свежего ВСГ, поддуваемого в куб колонны К-201, регулируется в РСУ контуром поз. FRCA-9 посредством клапана поз. FV-9, установленного на линии подачи свежего ВСГ в печь П-201/1,2. Минимальное значение расхода поддуваемого ВСГ сигнализируется в РСУ. Температура поддуваемого ВСГ контролируется в РСУ контуром поз. TIR-914.

Схемой предусмотрена также возможность использования в качестве поддува в  К-201 ВСГ, отдуваемого из абсорбера К-202.

Верхний продукт колонны К-201 (ВСГ, водяные пары, пары углеводородов и сероводород) поступает в холодильник-конденсатор ХК-201, где происходит частичная конденсация и охлаждение паро-газовой фазы. Далее газо-жидкостная смесь доохлаждается до 40 °С в водяном холодильнике Х-209/1,2 и поступает в сепаратор  С-205.

Температура продукта на входе в сепаратор С-205 регулируется в РСУ контуром  поз. TIRC-85, исполнительный механизм которого изменяет степень открытия жалюзей на ХК-201.

В сепараторе С-205 при давлении 4,8 кгс/см² происходит разделение газо-жидкостной смеси на бензин-отгон, углеводородный газ и кислую воду.

С верха сепаратора С-205 выводиться углеводородный газ (далее по тексту УВГ). Часть УВГ направляется на очистку раствором МДЭА в абсорбер К-203 через клапан-отсекатель поз. UV-368, другая часть - через клапан-отсекатель поз. UV-366 в сепаратор С-207 для создания избыточного давления с дальнейшим сбросом УВГ на очистку в абсорбер К-204.

Давление в сепараторе С-205 контролируется в РСУ контуром поз. PR-123.

Бензин-отгон из сепаратора С-205 забирается насосами Н-203/1,2,3, часть которого подается на орошение колонны К-201, другая часть - балансовое количество - через клапан-отсекатель поз. UV-371 выводится с установки.

Уровень в сепараторе С-205 регулируется в РСУ контуром поз. LRC-96 посредством клапана поз. LV-96, установленного на линии вывода бензина-отгона с установки. Минимальное и максимальное значение уровня сигнализируется в РСУ.

Постоянство расхода бензина-отгона, подаваемого в колонну К-201 на орошение, регулируется в РСУ контуром поз. FRC-89 посредством клапана поз. FV-89, установленного на линии подачи орошения от насосов Н-203/1-3 в колонну К-201.

Расход выводимого бензина-отгона контролируется в РСУ контуром поз. FQR-93, а его температура - контуром поз. TR-93B.

Сероводородная вода из сепаратора С-205 выводится по уровню раздела фаз по мере накопления ее в отстойнике сепаратора. Уровень раздела фаз регулируется в РСУ контуром поз. LRCA-554 посредством клапана поз. LUV-554, установленного на линии вывода сероводородной воды из сепаратора С-205 на установку производства элементарной серы, или в деаэратор Е-215 в случае остановки производства элементарной серы. Минимальное и максимальное значение уровня раздела фаз сигнализируется в РСУ.

Стабильный гидрогенизат из куба колонны К-201 с температурой 240 °С/250 °С (начало/конец цикла) поступает в трубное пространство теплообменников Т-202/1-4, где охлаждается, отдавая тепло газо-сырьевой смеси, и далее поступает в колонну К-207а на дегазацию.

Уровень в колонне К-201 регулируется в РСУ контуром поз. LRC-194 посредством клапана поз. LV-94, установленного на линии подачи стабильного гидрогенизата в колонну дегазации К-207а. Минимальное и максимальное значение уровня сигнализируется в РСУ.

На установке ЛЧ-24/2000 предусмотрено два режима ведения процесса дегазации:

горячая дегазация, при которой стабильный гидрогенизат поступает в колонну  К-207а не посредственно из теплообменников Т-202/1-4 с температурой 145 °С/150 °С (начало/конец цикла);

холодная дегазация, при которой стабильныйгидрогенизат поступает в колонну  К-207а после аппаратов воздушного охлаждения Х-204/1-6 с температурой не выше 80°С.

В колонне дегазации К-207а, работающей под вакуумом при остаточном давлении 300 мм.рт.ст., происходит удаление из стабильного гидрогенизата растворенных легких углеводородных газов и водорода.

Давление верха колонны К-207а контролируется в РСУ контуром поз. PR-583.

Верхний продукт колонны К-207а - углеводородные газы, выделенные из стабильного гидрогенизата, отсасываются водокольцевым насосом Н-230/1,2 через холодильник  Х-207/1,2 и подаются в сепаратор С-231. Конструкция насосов для их работы предусматривает подачу воды на рабочее колесо, для чего используется оборотная вода  I системы, которая подводится к насосам по отдельному трубопроводу.

Углеводородные газы, выходящие с верха сепаратора С-231, направляются на сжигание в печь П-201/1,2. Для обеспечения безопасности процесса горения непрерывно осуществляется автоматический контроль содержания кислорода в углеводородных газах из С-231 газоанализатором QT-1003.

Отработанная вода из сепаратора С-231 выводится в промливневую канализацию (далее по тексту ПЛК).

Уровень воды в сепараторе С-231 регулируется в РСУ контуром поз. LRC-582 посредством клапана поз. LUV-582, установленного на линии вывода оборотной воды из сепаратора С-231 в ПЛК. Минимальное значение уровня сигнализируется в РСУ.

Жидкий нефтепродукт из газов дегазации дизельного топлива после захолаживания в холодильнике Х-207/1,2 собирается в емкости Е-204. Из емкости Е-204 жидкий нефтепродукт по мере накопления насосом Н-253/1,2 откачивается через клапан-отсекатель UV-358 по линии некондиции в парк сырья.

Уровень нефтепродукта в емкости Е-204 регулируется в РСУ контуром поз. LIRCA-998 посредством клапана поз. LV-998, установленного на линии вывода некондиционного продукта от Н-253/1,2 с установки. Минимальное и максимальное значение уровня сигнализируется в РСУ.

Имеется возможность сброса жидкого нефтепродукта из газов дегазации дизельного топлива после Х-207/1,2 в дренажную емкость Е-205.

С низа колонны К-207а (через гидрозатвор) в емкость Е-225 выводится стабильный гидрогенизат, который забирается насосами Н-225/1,2 и выводится через клапан-отсекатель поз. UV - 373 с установки в парк готовой продукции.

В режиме горячей дегазации перед выводом с установки стабильныйгидрогенизат охлаждается в аппарате воздушного охлаждения Х-204/1-6 до температуры не выше 60 °С. В режиме получения дизельного топлива в зимних условиях максимальная температура вывода продукта с установки не должна превышать 80 °С.

Уровень в емкости Е-225 регулируется в РСУ контуром поз. LRCA-553 посредством клапана поз. LV-553, установленного на линии нагнетания стабильного гидрогенизата от насосов Н-225/1,2. Минимальное и максимальное значение уровня сигнализируется в РСУ. Сигнал на блокировку (остановку насосов Н-225/1,2) по минимальному уровню поступает от контура LRAS-553/2 в системе ПАЗ.

Температура гидроочищенного дизельного топлива на выходе с установки регулируется в РСУ контуром поз. TR-700, исполнительный механизм которого изменяет степень открытия жалюзей на Х-204/1-6.

Расход и давление гидроочищенного дизельного топлива на выходе с установки контролируется в РСУ контуром поз. FQR-92 и поз. PR-701, соответственно.

Блок очистки газов

Очистка углеводородного газа, выводимого из сепаратора С-205, осуществляется 35-45 % регенерированным раствором МДЭА, подаваемым насосами Н-205/1,2 в абсорбер К-203.

В абсорбере К-203 при давлении 4,8 кгс/см² в противотоке УВГ, подаваемого в нижнюю часть абсорбера, и раствора МДЭА, подаваемого в верхнюю часть в качестве орошения, происходит химическое взаимодействие сероводорода и МДЭА.

Очищенный УВГ выводится с верха абсорбера, насыщенный сероводородом раствор МДЭА выводится с низа К-203.

Давление в абсорбере К-203 регулируется в РСУ контуром поз. PRC-140 посредством клапана поз. PV-140, установленного на линии вывода очищенного углеводородного газа из абсорбера К-203 в сепаратор топливного газа С-251.

Температура верха и низа абсорбера К-203 контролируется в РСУ контуром  поз. TR-151B и поз. TR-136 соответственно.

Постоянство расхода регенерированного раствора МДЭА, подаваемого в абсорбер  К-203 регулируется в РСУ контуром поз. FRC-148 посредством клапана поз. FV-148, установленного на линии нагнетания регенерированного раствора МДЭА от насосов  Н-205/1,2 в абсорбер К-203.

Уровень МДЭА в кубе абсорбера К-203 регулируется в РСУ контуром поз. LRC-156 посредством клапана поз. LV-156, установленного на линии вывода насыщенного МДЭА из К-203 в С-207. Минимальное и максимальное значение уровня сигнализируется в РСУ.

Очищенный углеводородный газ, выходящий из абсорбера К-203, делится на два потока. Основной поток через клапан-отсекатель поз. UV-380 поступает в топливную сеть (сепаратор топливного газа С-251) и используется на отопление печи установки П-201/1,2.

Второй поток (в случае необходимости) используется в качестве рабочей среды в эжекторе А-207 для выделения сероводорода из сероводородной воды в деаэраторе  Е-215 (во время остановки производства элементарной серы)

Расход рабочей среды в эжекторе А-207 регулируется в РСУ контуром поз. FRC-548 посредством клапана поз. FV-548, установленного на линии вывода очищенного углеводородного газа из абсорбера К-203 в эжектор А-207.

Выходящий из эжектора А-207 неочищенный углеводородный газ объединяется с газом, выходящим из сепаратора насыщенного раствора МДЭА С-207, и направляется на очистку в абсорбер К-204.

Давление в абсорбере К-204 регулируется в РСУ контуром поз. PRC-141 посредством клапана поз. PV-141, установленного на линии вывода очищенного газа изабсорбера К-204 в печь П-201. Минимальное и максимальное значение давления сигнализируются в РСУ.

Постоянство расхода регенерированного раствора МДЭА, подаваемого в абсорбер  К-204 регулируется в РСУ контуром поз. FRC-149 посредством клапана поз. FV-149, установленного на линии нагнетания регенерированного раствора МДЭА от насосов  Н-205/1,2 в абсорбер К-204.

Насыщенный сероводородом раствор МДЭА из абсорбера К-204 поступает на прием насосов Н-216/1,2, которыми подается в сепаратор насыщенного раствора МДЭА С-207.

Уровень МДЭА в кубе абсорбера К-204 регулируется РСУ контуром поз. LRC-157 посредством клапана поз. LV-157, установленного на линии нагнетания насыщенного раствора МДЭА от насосов Н-216/1,2 в сепаратор С-207. Минимальное и максимальное значение уровня сигнализируется в РСУ.

Блок регенерации раствора МДЭА

Насыщенный сероводородом раствор МДЭА из абсорберов К-202, К-203, К-204 объединяется с насыщенным раствором МДЭА, поступающим на установку через клапан-отсекатель поз. UV-378 с установки АГФУ, установки комплексной подготовки газов (далее по тексту УКПГ) 30/4 и висбрекинга.

Общий поток насыщенного раствора МДЭА проходит очистку от механических примесей на фильтрах Ф-255/1,2 и поступает в сепаратор насыщенного раствора МДЭА  С-207. В сепараторе происходит разделение растворенного углеводородного газа, жидких углеводородов и насыщенного МДЭА.

Углеводородный газ с верха сепаратора через клапан-отсекатель поз. UV-357 направляется на очистку в абсорбер К-204.

Насыщенный раствор МДЭА из сепаратора С-207 с давлением не ниже 3,0 кгс/см² поступает в пластинчатый теплообменник Т-203, где нагревается до температуры 110 °С за счет тепла регенерированного раствора МДЭА и далее направляется на регенерацию в колонну К-205.

Перепад давления на фильтрах Ф-255/1,2 контролируется в РСУ контуром  поз. PDIR-962C. Давление в сепараторе С-207 регулируется в РСУ контуром поз. PRC-142 посредством клапана поз. PV-142, установленного на линии вывода углеводородного газа из сепаратора С-207 в абсорбер К-204, а также контуром поз. PRC-143 посредством клапана поз. PV-143, установленного на линии вывода углеводородного газа из сепаратора С-205 в С-207.

Уровень насыщенного МДЭА в сепараторе С-207 регулируется в РСУ контуром поз. LIRCA-154 посредством клапана поз. LV-154, установленного на линии вывода МДЭА из сепаратора С-207 в теплообменник Т-203. Минимальное значение уровня насыщенного МДЭА сигнализируется в РСУ.

Углеводородный конденсат из сепаратора С-207 выводится по уровню раздела фаз на прием насосов Н-203/2,3 и откачивается с установки. Уровень раздела фаз регулируется в РСУ контуром поз. LIRCA-997 посредством клапана поз. LUV-997, установленного на линии вывода углеводородного конденсата из сепаратора С-207 на прием насосов Н-203/2,3. Максимальное значение уровня раздела фаз сигнализируется в РСУ. Сигнал на блокировку по максимальному значению уровня раздела фаз поступает от контура LS-994 в системе ПАЗ на закрытие клапана поз. LUV-997. Уровень углеводородного конденсата в сепараторе С-207 контролируется РСУ контуром LA-155 с сигнализацией минимального и максимального значения. Сигнал на блокировку (автоматическое закрытие клапана поз.LUV-997) по минимальному значению уровня поступает от контура поз. LS-155 в системе ПАЗ.

В колонне регенерации К-205 происходит термическое разложение насыщенного раствора на МДЭА и сероводород. Давление в колонне регенерации К-205 поддерживается на уровне 1,0-1,1 кгс/см², а температура - 114°С /124 °С (верх/куб), питание 110 °С.

Температура питания колонны К-205 контролируется в РСУ контуром поз. TR-106, температура верха колонны − контуром поз. TR-105.

Температура куба колонны К-205 регулируется в РСУ контуром поз. TRC-112 посредством клапана поз. TUV-112, установленного на линии подачи водяного пара из струйного охладительного устройства (далее по тексту ОУС) А-251 в рибойлер Т-204.

Сероводород, пары воды и легкие углеводородные газы с верха колонны регенерации поступают в пластинчатый холодильник-конденсатор ХК-207, установленный на верхнем штуцере колонны К-205.

Сконденсированные в холодильнике ХК-207 пары воды и легкие углеводороды возвращаются в качестве орошения в колонну регенерации К-205.

В случае необходимости возможно использование ХК-202 для охлаждения паров с верха колонны К-205.

Выделившийся сероводород из ХК-207 с температурой не более 50 °С поступает в сепаратор С-206, где происходит отделение воды, унесенной с сероводородом.

Температура сероводородного газа после холодильника-конденсатора ХК-207 регулируется в РСУ контуром поз. TIRC-922 посредством клапана поз. TV-922, установленного на линии подачи охлаждающей воды в ХК-207 от фильтров Ф-253/1,2. Перепад давления на фильтрах Ф-253/1,2 контролируется в РСУ контуром поз. PDIR-962B.

Сероводород из сепаратора С-206 через клапан-отсекатель поз. UV-374 выводится с установки на производство серной кислоты или элементарной серы.

Давление в блоке регенерации раствора МДЭА регулируется в РСУ контуром поз. PIC-113 посредством клапана поз. PV-113, установленного на линии вывода сероводорода из сепаратора С-206 с установки (на производство серной кислоты или элементарной серы).

Расход, давление и температура сероводорода, выводимого с установки, контролируется в РСУ контурами поз.FQR-119, PR-119A и TR-104, соответственно.

Сероводородная вода из сепаратора С-206 забирается насосами Н-207/1,2 и подается на 21 тарелку колонны регенерации К-205 в качестве орошения (в случае необходимости) или выводится для утилизации на установку производства элементарной серы, а в случае остановки последней в деаэратор Е-215. В качестве орошения К-205 может подаваться кислая вода из С-205.

Постоянство расхода сероводородной воды, подаваемой в колонну К-205 на орошение, регулируется в РСУ контуром поз. FRC-116 посредством клапана поз. FV-116, установленного на линии подачи сероводородной воды от насосов Н-207/1,2 в колонну  К-205.

Уровень сероводородной воды в сепараторе С-206 регулируется в РСУ контуром поз. LRC-120 посредством клапана поз. LV-120, установленного на линии вывода сероводородной воды с нагнетания насосов Н-207/1,2 на установку производства элементарной серы или в деаэратор Е-215. Максимальное и минимальное значение уровня сигнализируется в РСУ. Сигнал на блокировку (остановку насосов Н-207/1,2)  по минимального уровню на приеме насосов поступает от контуров поз. LSA-207/1, поз. LSA-207/2 в системе ПАЗ.

Расход сероводородной и промывной воды, выводимой на установку производства элементарной серы, контролируется РСУ контуром поз. FQIR-991.

В деаэраторе Е-215 происходит отпаривание сероводорода, растворенного в воде.

После деаэрации отпаренная от сероводорода вода охлаждается в холодильнике  Х-213 и сбрасывается в ПЛК.

Уровень сероводородной воды в деаэраторе Е-215 регулируется в РСУ контуром поз. LRC-162 посредством клапана поз. LUV-162, установленного на линии сброса сероводородной воды из холодильника Х-213 в ПЛК. Минимальное и максимальное значение уровня сигнализируется в РСУ.

Регенерированный раствор МДЭА из куба колонны К-205 поступает в емкость  Е-201, откуда направляется в теплообменник Т-203, где охлаждается до 65 °С, отдавая тепло насыщенному раствору МДЭА, доохлаждается в аппарате воздушного охлаждения ХВ-253 до 45 °С, и поступает на прием насосов Н-204/1,2 и Н-205/1,2.

Далее регенерированный раствор МДЭА насосами Н-204/1,2 подается через клапан-отсекатель поз.UV-361 в абсорбер К-202, через клапан-отсекатель поз. UV-363 на установки АГФУ, УКПГ 30/4, висбрекинга гудрона , а насосами Н-205/1,2 через клапан-отсекатель поз. UV-375 в абсорберы К-203 и К-204.

Уровень в емкости Е-201 регулируется в РСУ контуром поз. LRC-121 посредством воздействия на регулирующие контуры поз. FRC-148 и FRC-149.

Максимальное и минимальное значение уровня сигнализируется в РСУ. Сигнал на блокировку (остановку насосов Н-204/1,2, Н-205/1,2) поступает от контура поз. LAS-121/2 в системе ПАЗ.

Для удаления механических примесей из раствора МДЭА на линии нагнетания насосов Н-205/1,2 установлен фильтр Ф-201.

Расход регенерированного раствора МДЭА, циркулирующего через фильтр, регулируется РСУ контуром поз. FRC-117 посредством клапана поз. FV-117, установленного на линии подачи регенерированного МДЭА от насосов Н-205/1,2 в фильтр Ф-201.

Расход регенерированного раствора МДЭА выводимого на установки УКПГ и висбрекинга регулируется РСУ контуром поз. FRC-245 посредством клапана поз. FV-245, установленного на линии вывода регенерированного МДЭА от насосов Н-204/1,2 с установки.

Предусмотрена возможность вывода насыщенного МДЭА из сепаратора С-207 через клапан регулятора уровня С-207 поз. LV-154 на установку производства элементарной серы для регенерации, расход насыщенного раствора МДЭА контролируется прибором поз.FR-246.

Прием регенерированного МДЭА с установки производства элементарной серы осуществляется в емкость Е-202 через клапан регулятора уровня емкости поз.LV-127. Расход регенерированного МДЭА контролируется прибором поз.FR-247.

Предусмотрена возможность разделения циркуляции МДЭА насосами Н-204/1,2 с Е-201, насосами Н-205/1,2 с Е-202.(изм.№9 утв.29.05.2014г)

Узел аварийного освобождения, дренажа и приема факельных сбросов

После сброса давления из аппаратов и охлаждения, жидкие продукты дренируются в заглубленную емкость Е-205, откуда насосом Н-215 откачиваются по линии некондиции в парк сырья.

Вода, попадающая в емкость в процессе пропарки оборудования, откачивается в ПЛК.

Аварийное освобождение оборудования установки от газообразных взрывопожароопасных продуктов, а также сброс горючих газов и паров от предохранительных клапанов осуществляется на факел через емкость углеводородного факела Е-206.

Температура в емкости Е-206 контролируется в РСУ поз. TRA-563 с сигнализацией максимального значения.

Давление в Е-206 составляет 0,5 кгс/см² и измеряется техническим манометром.

Уровень в факельной емкости Е-206 контролируется в РСУ контуром поз. LA-161 и LRA-560 с сигнализацией минимального и максимального значения.

Факельный конденсат из емкости Е-206 откачивается с установки насосами  Н-206/1,2 по линии некондиции в парк.

Сигналы на блокировку (остановку насосов Н-206/1,2) по минимальному уровню жидкости на приеме насосов Н-206/1,2 поступают от контуров поз. LSA-510 и LSA-511 в системе ПАЗ, а по минимальному перепаду давления на насосах Н-206/1,2 поступают от контуров поз. PDS-410 и PDS-411 в систему ПАЗ.

Сбросы от предохранительных клапанов, а также аварийное освобождение оборудования от газовой фазы, содержание сероводорода в которых превышает 8 % об., направляются в емкость сероводородного факела Е-214, из которой газы отправляются на сероводородный факел завода.

Температура в емкости Е-214 контролируется в РСУ контуром поз. TRA-564 с сигнализацией максимального значения.

Давление в Е-214 составляет 0,5 кгс/см² и измеряется техническим манометром.

Уровень сероводородной воды в емкости Е-214 контролируется в РСУ контуром  поз. LA-163 с сигнализацией максимального и минимального значения. Сброс сероводородной воды предусмотрен в ПЛК.

Арматура на линии вывода горючих газов на углеводородный факел завода, арматура на линии вывода сероводородного газа на сероводородный факел завода опломбированы в открытом состоянии в режиме работы установки.

Для аварийного освобождения оборудования установки от жидких взрывопожароопасных продуктов предусмотрена заглубленная аварийно-дренажная емкость Е-252, где жидкие нефтепродукты остывают и при достижении температуры транспортирования и хранения в резервуарах парка (не выше 80 °С) погружным насосом  Н-252 через клапан-отсекатель поз. UV-384 откачиваются по линии некондиции в парк.

Давление в аварийно-дренажной емкости Е-252 при работе установки составляет  0,5 кгс/см² и контролируется в РСУ контуром поз. PIR-944. Температура в емкости Е-252 контролируется в РСУ контуром поз. ТIR-916. Уровень в аварийно-дренажной емкости контролируется в РСУ контуром поз. LIA-996 с сигнализацией максимального и минимального значений. Сигнал на блокировку (остановку насоса Н-252) по минимальному значению уровня поступает от контура поз. LSA-995 в системе ПАЗ.

Насос Н-252 включается автоматически при достижении в емкости Е-252 максимального уровня на закрытый клапан-отсекатель UV-384. Клапан-отсекатель UV-384 открывается с задержкой 5 с. Сигнал на блокировку (включение насоса Н-252) по максимальному значению уровня поступает от контура поз. LSA-995 в системе ПАЗ.

При поступлении горячего продукта в аварийно-дренажную емкость Е-252 некоторое количество легких углеводородов может испаряться в результате снижения давления. Образующиеся пары поступают в холодильник-дефлегматор дыхательной линии Х-252, в котором частично конденсируются и стекают обратно в емкость. Несконденсировавшиеся углеводороды через клапан-отсекатель UV-381 направляются в емкость углеводородного факела Е-206. Температура горючих газов на выходе из холодильника Х-252 контролируется в РСУ контуром поз. TIR-917.

Узел охлаждения подшипников насосов

Узел предназначен для съема тепла с подшипников и систем уплотнений насосов.

В качестве охлаждающей жидкости в этом узле используется дизельное топливо, циркулирующее по замкнутому контуру.

Дизельное топливо закачивается в емкость Е-210 насосами Н-225/1,2 (после

Х-204/1-6). Из емкости Е-210 охлаждающая жидкость забирается насосами Н-210/1,2 и подается к подшипникам и системам уплотнений насосов установки

На линии закачки дизельного топлива в емкость Е-210 смонтирована задвижка с электроприводом Z-222, на линии приема насосов Н-210/1,2 - задвижка с электроприводом Z-220, на линии нагнетания насосов Н-210/1,2 - задвижка с электроприводом Z-221.

Предусмотрена линия подачи азота низкого давления для продувки насосов  Н-210/1,2, линия подачи пара для пропарки приемного и нагнетательного трубопроводов насосов Н-210/1,2 и АВГ-210. Освобождение Е-210, АВГ-210, Н-210/1,2 производится в емкость Е-205.

Уровень в емкости Е-210 контролируется в РСУ контуром LR-122. Максимальное и минимальное значение сигнализируется в РСУ. Сигнал на блокировку (остановку насосов поз.Н-210/1,2) по минимальному уровню поступает от контура поз. LIRSA-122 в системе ПАЗ.

От подшипников и систем уплотнения насосов нагретое дизельное топливо поступает на охлаждение в аппарат воздушного охлаждения АВГ-210, после чего возвращается в емкость Е-210. Температура охлаждающей жидкости перед АВГ -210 контролируется в РСУ контуром поз.TR-101, после АВГ-210 - контуром поз. TR-102.

Контроль за температурой подшипников осуществляется в РСУ с сигнализацией максимального значения:

для насоса Н-201/1 - от контура поз.TRSA-506/1 и поз. TRSA-506/2;

для насоса Н-201/2 - от контура поз. TRSA-506/3 и поз. TRSA-506/4;

для насоса Н-201/3 - от контура поз. TRSA-506/5 и поз. TRSA-506/6;

для насоса Н-201/4 - от контура поз. TRSA-506/7 и поз. TRSA-506/8;

для насоса Н-204/1 - от контура поз. TRSA-508/1 и поз. TRSA-508/2;

для насоса Н-204/2 - от контура поз. TRSA-508/3 и поз. TRSA-508/4;

для насоса Н-205/1 - от контура поз. TRSA-509/1;

для насоса Н-205/2 - от контура поз. TRSA-509/2;

для насоса Н-225/1 - от контура поз. TRSA-514/1;

для насоса Н-225/2 - от контура поз. TRSA-514/2.

Также для насосов Н-201/1-4 и Н-204/1,2 предусмотрен контроль температуры подшипников электродвигателя, сигнал при достижении максимального значения температуры поступает в РСУ:

для насоса Н-201/1 - от контура поз.TRSA-516/1 и поз. TRSA-516/2;

для насоса Н-201/2 - от контура поз. TRSA-516/3 и поз. TRSA-516/4;

для насоса Н-201/3 - от контура поз. TRSA-516/5 и поз. TRSA-516/6;

для насоса Н-201/4 - от контура поз. TRSA-516/7 и поз. TRSA-516/8;

для насоса Н-204/1 - от контура поз.TRSA-517/1 и поз. TRSA-517/2;

для насоса Н-204/2 - от контура поз.TRSA-517/3 и поз. TRSA-517/4.

Предусмотрена автоматическая остановка насосов при достижении температуры подшипников 80 °С.

Предусмотрен контроль температуры подшипников погружного насоса Н-252 в РСУ с сигнализацией максимального значения 70 °С и автоматическая остановка насоса Н-252 при достижении температуры подшипников 80 °С из системы ПАЗ контурами TISA-920А,В. Автоматическая остановка насоса Н-252 из системы ПАЗ происходит и при снижении уровня затворной жидкости в бачке до 30% (контур LSA-1006). Давление затворной жидкости в бачке насоса Н-252 контролируется в РСУ контуром поз. PIRA-967 с сигнализацией максимального значения 0,5 кгс/см².

Для безаварийной работы насосов Н-201/1-3, Н-201/4, Н-203/1,-3, Н-207/1,2,  Н-210/1,2, Н-216/1,2, предусмотрен контроль наличия уровня жидкости на приеме насосов. Сигнал на блокировку по понижению уровня жидкости поступает из системы ПАЗ от контуров поз. LS-997A, LS-997B, LS-203/1,2,3, LS-207/1,2, LS-210/1,2, LS-216/1,2 соответственно. При достижении минимального уровня предусмотрена автоматическая остановка вышеперечисленных насосов.

Также предусмотрен контроль наличия уровня уплотнительной жидкости в бачках насоса Н-201/4. При достижении минимального уровня насос останавливается. Сигнал на блокировку (остановку насоса Н-201/4) поступает от контуров поз. LSA-334/1 и LSA-334/2 в системе ПАЗ. Давление уплотнительной жидкости в бачках насоса Н-201/4, контролируется в РСУ контурами поз. PRA-314/1 и поз. PRA-314/2. При достижении максимального значения давления насос Н-201/4 останавливается (контуры PS-314/1 и поз.PS-314/2 в системе ПАЗ).

Узел приготовления свежего раствора МДЭА

Концентрированный раствор МДЭА поступает на установку в автоцистернах и насосом Н-209 откачивается в емкость Е-202.

Свежий раствор МДЭА готовится в емкости Е-202 разбавлением концентрированного МДЭА конденсатом водяного пара, который подается насосом Н-209 из емкости Е-203.

В емкости Е-202 азотной "подушкой" поддерживается избыточное давление 

,8 кгс/см², которое регулируется в РСУ контуром поз. PRC-114 посредством клапана поз. PV-114, установленного на линии подвода азота низкого давления в емкость Е-202, а также контуром поз. PRC-115 посредством клапана поз. PV-115, установленного на линии сдувки газа из емкости Е-202 на факел.

Уровень в емкости Е-202 контролируется в РСУ контуром поз. LRА-125. Максимальное значение сигнализируется в РСУ.

Подпитка контура регенерированного раствора МДЭА осуществляется концентрированным раствором МДЭА или конденсатом водяного пара, подаваемыми насосом Н-209 в коллектор приема насосов Н-204/1,2, Н-205/1,2.

Чистка фильтра Ф-201

Перед проведением чистки фильтра Ф-201 освободить фильтр от остатков раствора МДЭА путем дренирования в линию освобождения МДЭА.

Производится пропарка фильтра в течение 24-х часов. Подача пара осуществляется по шлангу через штуцер в крышке фильтра с выходом пара в воздушник, сброс пароконденсата через дренаж на трубопроводе освобождения.

Затем по наряду-допуску на газоопасные работы 1 группы открыть заслонку на днище фильтра и выгрузить шлам в бочку из нижней части фильтра. Вскрыть верхнюю крышку фильтра, не вынимая фильтрующие элементы, промыть внутреннее устройство фильтра водой из шланга со сбросом воды в бочку.

Затем демонтировать фильтрующие элементы -сетки- и промыть водой со щеткой наружные поверхности сеток.

После чистки сеток произвести монтаж их на выходном коллекторе внутри фильтра. Закрыть заслонку на днище, установить и закрепить верхнюю крышку, постепенно заполнить фильтр раствором МДЭА, вытесняя воздух через воздушник. Заполнение производить, приоткрывая задвижки на входе и выходе из фильтра. После вытеснения воздуха воздушник закрыть, полностью открыть задвижки на входе и выходе, подать раствор МДЭА от Н-205/1,2 с полным расходом.

Узел ввода присадок в дизельное топливо

Включает в себя емкости Е-231, Е-232, Е-233, Е-234 для присадок.а также насосы:

насосы Н-231/1, Н-231/2, Н-232, Н-233 для подачи присадок из емкостей Е-231, Е-232, Е-233, Е-234 в линию гидроочищенного дизельного топлива.

Присадки поступают на установку в контейнерах и откачиваются насосами Н-235/1,Н-235/2 в соответствующие емкости.

Количество подаваемых в гидроочищенное дизельное топливо присадок регулируется изменением хода поршня. Расход присадок контролируется в РСУ контурами:

FT-931 из Е-231;

FT-932 из Е-232;

FT-933 из Е-233;

FT-934 из Е-234 .

Температура в емкостях регистрируется, уровень в емкостях регистрируется и сигнализируется.

Присадка Додифлоу 5416 предназначена для понижения температуры застывания и предельной температуры фильтруемости дизельного топлива, присадка Хайтек4140А, Тотал PS-32 предназначена для улучшения смазывающих свойств, присадка Керобризол EHN, Экоцетан - для повышения цетанового числа дизельного топлива.

В гидроочищенное дизельное топливо EN с содержанием серы 10 ррм вовлекается антистатическая присадка Стадис-450, Протриат-930. Подача присадки осуществляется насосом Н-234, входящим в состав блока дозировочного регулируемого БДР-16/16.

В состав блока входит следующее оборудование: насос Н-234, емкость объемом 0,4 м³, указатель уровня жидкости, фильтр, предохранительный клапан, запорные краны.

Присадка Стадис-450, Протриат -930 из бочек пневматическим насосом закачивается в емкость блока в количестве 30-35 л, туда же подается гидроочищенное дизельное топливо из л.547 обратным ходом по линии нагнетания насоса Н-234 в количестве 200 л (по уровнемерному стеклу емкости). Перемешивание раствора присадки осуществляется насосом Н-234 в течение 30 минут.

После перемешивания раствор присадки насосом Н-234 подается в линию вывода гидроочищенного дизельного топлива с установки. Смешение присадки с дизельным топливом осуществляется в потоке. (изм.№11 утв.19.01.2015г)

5. Аналитический контроль качества

Таблица 5.1 - Аналитический контроль режима работы установки

6. Контроль и автоматизация процесса

6.1 Цели и задачи автоматизации

Автоматизация - это внедрение технических средств, управляющих процессами без непосредственного участия человека. Разнообразие технических средств автоматизации, глубокое изучение процессов химической технологии, а также достаточно хорошо разработанная теория автоматического управления позволяют интенсивно проводить автоматизацию в химической промышленности.

Одной из основных задач автоматизации технологических процессов является повышение экономической эффективности производства. В ряде случаев само производство не может быть реализовано без его автоматизации. Существует значительное число процессов, интенсификация которых возможна лишь при ведении их в предаварийных режимах, что вызывает необходимость в процессе автоматизации таких производств решать совместные задачи автоматического управления и автоматической защиты.

Важнейшей предпосылкой автоматизации является обработанность технологии производства. Основными требованиями, которые предъявляет автоматизация к технологии, являются неразрывность технологической цепи в пределах автоматизируемого участка и целесообразное расположение оборудования, в соответствии с направлением движения материальных и энергетических протоков. Чем полнее соответствует процесс указанным требованиям, тем выше экономическая эффективность автоматизации.

В химической промышленности вопросам автоматизации уделяется особое внимание. Это объясняется сложностью и большой скоростью протекания технологических процессов, высокой чувствительностью их к нарушениям режима, вредностью условий работы, взрыво- и пожароопасностью перерабатываемых веществ.

Внедрение специальных автоматических устройств способствует безаварийной работе оборудования, исключает случаи травматизма, предупреждает загрязнение окружающей среды.

6.2 Анализ технологического процесса как объекта автоматизации

КИПиА установки в основном базируется на пневматических приборах: регулирование расхода, уровней, давлений. На части ответственных позиций реакторного блока

установлены электронные контроллеры фирмы «Сименс», которые регулируют давление и температуру топливного газа к печам, температуры низа колонн. Все температурные показатели, по которым не требуется регулирование, сведены на мультиплексор на основе процессора Intel Core 2 Duo.

Для обеспечения безаварийной эксплуатации процесса предусмотрена система блокировок. Контрольно-измерительные приборы снабжены звуковой и световой сигнализацией о выходе параметров за допустимые нормы. Технологическая карта параметров процесса приведена в табл. 7.1.

Таблица 7.1 - Технологическая карта параметров процесса

.3 Выбор и описание функциональной схемы автоматизации

Установка гидроочистки дизельного топлива ЛЧ - 24/2000 оснащена распределенной микропроцессорной системой управления (РСУ).

РСУ решает следующие задачи:

1.    сбор и первичную обработку данных технологического процесса;

2.         сбор и первичную обработку данных состояния технологических устройств;

3.         мониторинг и управление процессом;

4.         управление как отдельными, так и групповыми электроприводами;

5.         реализация технологических блокировок и защит;

6.         логическое управление;

7.         сбор данных и представление динамики технологического процесса в виде  трендов;

8.         формирование предупредительной и аварийной сигнализации;

9.         формирование журналов;

10. формирование отчетов.

Отдельно программируемые микропроцессорные контроллеры предназначены для приема сигналов от датчиков, расположенных на установке, обработке данных, а также для выдачи управляющих сигналов на исполнительные устройства.

К сети, соединяющей станции расширения, подключены консоли оператора, выполненные на базе персональных компьютеров со своими мониторами, клавиатурами и манипуляторами типа «трекбол».

Консоли периодически опрашивают контроллер, принимают от него данные, и отображают эти данные на соответствующих страницах.

При поступлении команд управления от оператора консоль пересылает эти команды в контроллер для последующего их вывода на исполнительное устройства.

Технологический процесс отображается на графических мониторах в разных формах: в виде мнемосхем, трендов (временных графиков), информационных журналов насосов, вентиляции, АВГ.

Оператор-технолог может наблюдать за ходом технологического процесса путем вызова на экран монитора существующих видеокадров.

Аппаратно РСУ представлена на рисунке 6.1.

Рисунок 6.1 - Структурная схема РСУ установки ЛЧ - 24/2000

 Активизируя соответствующие объекты технологической схемы с помощью трекбола, оператор-технолог имеет возможность:

-       наблюдать состояние динамического оборудования - компрессоров, насосов, АВГ по цвету этого оборудования:

1.         включен - цвет зеленый;

2.         выключен - цвет серый.

электрозадвижек и отсекателей по цвету механизма:

1.      открыта - цвет зеленый;

2. закрыта - цвет серый.

. переходное состояние - бордовый.

   4. состояние "Авария" - красный.

-           определять режим работы задвижек и отсекаетелей:

«Ручной» - оператор может открывать/закрывать задвижки (отсекатели) с рабочей станции.

«Автомат» - задвижка (отсекатель) в автоматическом режиме по блокировке какой- либо позиции (оператор не может открывать/закрывать задвижки/отсекатели) с рабочей станции.

-        наблюдать регистрацию аналоговых значений параметров технологического процесса, выводимых в сером прямоугольнике под названием позиции;

-       наблюдать регистрацию дискретных значений параметров технологического процесса в виде цветного кружка рядом с названием позиции:

1.    зеленый круглый (квадратный) индикатор - параметр в норме;

2.    красный круглый (квадратный) индикатор - параметр имеет значение уставки сигнализации или блокировки;

-            наблюдать уровень в колоннах и емкостях в виде цветного столбика:

1.    зеленый цвет - уровень в норме;

2.    красный цвет - значение достигло уровня сигнализации и блокировки.

-            наблюдать режим работы регулирующих клапанов - по индикации:

Р - ручной (цвет оранжевый),

А - автомат (цвет зеленый),

-     изменять с помощью клавиатуры задания на регуляторах и процент открытия регулирующих клапанов;

-          отключать электроприводы насосов, вентиляторов, АВГ;

-    выбирать позицию для регулировки по кнопке «Выбор по регулир...»;

  при этом около клапана высвечивается на зеленом фоне номер регулирующей  позиции;

-     просматривать в журналах сообщения о технологических нарушениях, состоянии динамического оборудования и исполнительных механизмов и т.д.

-     наблюдать динамику технологического процесса при просматривании трендов, активизируя правой кнопкой трекбола окна регистрации соответствующих параметров.

Системой формируются отчеты: материальный баланс, наработка оборудования. Режимные листы могут быть выведены на печать. Сведения о регулируемых и регистрируемых параметрах реакторного блока установки сведены в таблицу 6.2.

Таблица 6.2 - Контроль и автоматизация процесса

7. Материальный баланс

7.1 Исходные данные

Состав исходного сырья (по данным ЦЗЛ):

Предельные углеводороды С₅-С₁₀ -                  0,12% (масс)

Предельные углеводороды С₁₁ и выше -               68,01 % (масс)

Непредельные углеводороды -                    7,89 %(масс)  

Меркаптаны -                           0,82 % (масс)

Сульфиды -                            5,33 % (масс)

Дисульфиды -                           0,72% (масс)

Тиофен -                             0,66% (масс)

Ароматические углеводороды -                   15,79% (масс)

Фенол -                              0,30 % (масс)

Гидропероксид гептана -                       0,25 % (масс)

Пиридин-                             0,05% (масс)

Пиррол -                              0,06 % (масс)

Плотность сырья составляет 0,842 кг/м³

Состав готового продукта:

Предельные углеводороды С₁₁ и выше-               83,061 % (масс)

Непредельные углеводороды -                   0,805 % (масс)

Ароматические углеводороды -                   16,131 % (масс)

Тиофен -                             0,003 % (масс)

(в расчете на элементную серу) -               0,001 %(масс), (10 ррm).

Состав свежего водородсодержащего газа (по данным ЦЗЛ):

Водород-                             64,16 %(масс)

Углеводороды С₁ - С₄ -                      35,84 %(масс)

Кратность циркуляции водородсодержащего газа составляет 280 м³ /(м³ сырья). Реакции, протекающие при гидроочистке:

         С_nН_2n+1SН + Н₂ → С_nН_2n+2 + Н₂S               7.1

        (С_nН_2n+1)₂S + 2Н₂ → 2С_nН_2n+2 + Н₂S               7.2

        (С_nН_2n+1)₂S₂ +3Н₂ → 2С_nН_2n+2 + 2Н₂S              7.3

          С₄Н₄S + 4Н₂ → С₄Н₁₀ + Н₂S                7.4

        С_nН_2n + Н₂ → С_nН_2n+2                  7.5

         С₇Н₁₅ООН + 2Н₂ → С₇Н₁₆ + 2Н₂О              7.6

         С₆Н₅ОН + 5Н₂ → С₆Н₁₄ + Н₂О               7.7

          С₅Н₅N + 5Н₂ → С₅Н₁₂ + NH₃               7.8

          C₄Н₄NH + 4H₂ → С₄Н₁₀ + NH₃                    7.9

Степень превращения непредельных углеводородов в первом реакторе составляет 75 %, во втором - 15 % (или 60 % от количества непредельных углеводородов, входящих во второй реактор), тиофена в 1-м реакторе - 98 %, а во втором - 80 % от количества тиофена, входящего во второй реактор. Остальные участники реакций подвергаются превращениям полностью. Причем предполагается, что все серосодержащие, кислородсодержащие и азотсодержащие компоненты сырья превращаются в первом реакторе, а только тиофен и непредельные углеводороды подвергается более глубоким превращениям во втором реакторе. Производительность проектируемой установки составляет 2450000 тонн в год по сырью.

7.2 Пересчет на часовую производительность

Такой пересчет выполняют при помощи пересчетного коэффициента, который нужен для того, чтобы массовую производительность в кг/т пересчитать на часовую в кг/ч. Продолжительность ремонтов в году составляет 15 дней, тогда число рабочих дней установки в году составляет:

Т_раб = Т_кал - Т_рем = 365 - 15 = 350 дней

Переводим рабочие дни в часы:

Т_ч = Т_раб · 24 = 350 · 24 = 8400 часов

Пересчетный коэффициент определяется по формуле

               К_перес = G / T_ч               (7.10)

где G - производительность установки в год по сырью, т/г; Т_ч - годовой фонд рабочего времени, ч/г.

К_перес = 2450000 / 8400 = 291,667 т/ч.

Для перевода материального баланса из размерности кг/т в размерность кг/ч необходимо все расходы умножить на пересчетный коэффициент.

7.3 Расчет материального баланса реакционной стадии

Расчет проводим на 1000 кг сырья.

Относительная молекулярная масса сырья определяется по формуле Крега [1]

М_с = (44,29 ·) / (1,03 -),             (7.11)

где - относительная плотность сырья при 15 °С, г/см³.

= + 5 × а

где - относительная плотность нефтепродукта при 20 °С, отнесённая к плотности воды при 4 °С, г/см³;

а - средняя температурная поправка для подсчёта плотности жидких нефтепродуктов.

= 0,842 + 5 × 0,000712 = 0,846 г/см³

Получаем,

М_с = (44,29 × 0,846) / (1,03 - 0,846) = 198,0

Дизельное топливо в основном состоит из предельных углеводородов общей формулы С_nН_2n+2. Тогда молекулярную массу дизельного топлива можно записать:

М_с = 12·n + 2·n + 2 = 14·n + 2 = 198,0.

где n - число атомов углерода в дизельной фракции.

Решая это уравнение, получаем n равным 14.

Производим расчет по реакциям (7.1) - (7.9) с целью определения расхода водорода на гидроочистку, а также количества образующихся предельных углеводородов, сероводорода, воды и аммиака. Все компоненты газо-сырьевой смеси вступают в реакции в 1-м реакторе, а во втором превращениям подвергается только тиофен.

Реакция 7.1 Меркаптаны

расходуется

m₁(С₁₄H₂₉SН) = 8,2 кг/т;

m₁ (Н₂) = (8,2 · 2) / 230 = 0,071 кг/т

  - образуется

m₁ (Н₂S) = (8,2·34) / 230 =1,212 кг/т;

m₁ (С₁₄Н₃₀) = (8,2·198) / 230 = 7,059 кг/т.

где 230 - молекулярная масса меркаптана С₁₄H₂₉SН;

 2 - молекулярная масса водорода;

 34 - молекулярная масса сероводорода;

 198 - молекулярная масса С₁₄Н₃₀.

Реакция 7.2 Сульфиды

расходуется

m₂((С₁₄Н₂₉)₂S) = 53,300 кг/т;

m₂(Н₂) = (53,3·2·2) / 426 =0,500 кг/т;

образуется

m₃(Н₂S) = (53,3·34) / 426 = 4,254 кг/т,

m₃(С₁₄Н₃₀) = (53,3 · 198 · 2) / 426 = 49,546 кг/т.

Реакция 7.3 Дисульфиды

расходуется

m₃((С₁₄Н₂₉)₂S₂) = 7,200 кг/т;

m₃ (Н₂) = (7,2·2·3) / 458 = 0,094 кг/т;

образуется

m₃(Н₂S) = (7,2·34·2) / 458 = 1,069 кг/т;

m₃(С₁₄Н₃₀) = (7,2·198·2) / 458 = 6,225 кг/т.

Реакция 7.4 Тиофен

В первом реакторе

расходуется

Δm_4.1 (С₄H₄S) = m⁰(С₄Н₄S) · 0,98 = 6,6 · 0,98 = 6,468 кг/т ;

m_4.1 (Н₂) = (6,468·2·4) / 84 =0,616 кг/т;

образуется

m_4.1 (Н₂S) = (6,468·34) / 84 = 2,618 кг/т;

m_4.1 (С₄Н₁₀) = (6,468·58) / 84 = 4,466 кг/т.

остаточное количество тиофена:

m_4.1(С₄Н₄S) = m⁰(С₄Н₄S) - Δm_4.1(С₄Н₄S);

m_4.1(С₄Н₄S) = 6,600 - 6,468 = 0,132 кг/т.

Во втором реакторе

расходуется

Δm_4.2(С₄Н₄S) = m_4.1.(С₄Н₄S)  0,80 = 0,132  0,80 = 0,106 кг/т

m_4.2(Н₂) = (0,106·2·4) / 84 =0,010 кг/т;

образуется

m_4.2(Н₂S) = (0,106·34) / 84 = 0,043 кг/т;

m_4.2(С₄Н₁₀) = (0,106·58) / 84 = 0,073 кг/т.

- остаточное количество тиофена:

m_4.2(С₄Н₄S) = m_4.1.(С₄Н₄S) - Δm_4.2(С₄Н₄S);

m_4.1(С₄Н₄S) = 0,132 - 0,106 = 0,026 кг/т.

Реакция 7.5 Непредельные углеводороды

В первом реакторе

расходуется

Δm_8.1(С₁₄Н₂₈) = m⁰(С₁₄Н₂₈)·0,75 = 78,9 · 0,75 = 59,175 кг/т;

m_8.1 (H₂) = (59,175·2) / 196 = 0,604 кг/т;

образуется

m_8.1(С₁₄Н₃₀) = (59,175·198) / 196 = 59,779 кг/т;

остаточное количество непредельных углеводородов:

m_8.1 (С₁₄Н₂₈) = m⁰(С₁₄Н₂₈) - Δm_8.1(С₁₄Н₂₈);

m_8.1 (С₁₄Н₂₈) = 78,900 - 59.779 = 19,725 кг/т.

Во втором реакторе

расходуется

Δm_8.2(С₁₄Н₂₈) = m_8.1(С₁₄Н₂₈) · 0,60 = 19,725  0,60 = 11,835 кг/т;

m₅₂(Н₂) = (11,835·2) / 196 = 0,121 кг/т;

образуется

m₅₂(С₁₄Н₃₀) = (11,835·198) / 196 = 11,596кг/т;

остаточное количестве непредельных углеводородов:

m_8.2(С₁₄H₂₈) = m_8.1(С₁₄Н₂₈) - Δm_8.2(С₁₄Н₂₈)

Реакции 7.6 Гидроперекись гептана

расходуется

m₆(С₇Н₁₅ООН) = 2,500 кг/т

m₆(Н₂) = (2,5·2·2) / 132 = 0,076 кг/т

образуется

m₆(С₇Н₁₆) = (2,5·100) / 332 = 1,894 кг/т;

m₆(Н₂О) = (2,5·2·18) / 132 = 0,682 кг/т.

Реакция 7.7 Фенол

-расходуется

m₇(С₆Н₅ОН) = 3,000 кг/т;

m₇(Н₂) = (3·2·5) / 94 = 0,319кг/т;

образуется

m₇(С₆Н₁₄) = (3·86) / 94 = 2,745 кг/т;

m₇(Н₂0) = (3·18) / 94 = 0,574 кг/т.

Реакция 7.8 Пиридин

-расходуется

m₈(C₅H₅N) = 0,500 кг/т

m₈(Н₂) = (0.5·2·5) / 79 = 0,063 кг/т,

образуется

m₈(С₅Н₁₂) = (0,5 · 72) / 79 = 0,456 кг/т;

m₈(NH₃) = (0,5 · 17) / 79 = 0,108 кг/т.

Реакция 7.9 Пиррол

расходуется

m₉(С₄Н₄NH) = 0,600 кг/т,

m₉(Н₂) = (0,6·4·2) / 67 = 0.072 кг/т;

образуется

m₉(С₄Н,₀) = (0.6·58) / 67 = 0,519 кг/т;

m₉ (NH₃) = (0.6- 17) / 67 = 0,152 кг/т.

В результате расчета по реакциям (7.1)-(7.9) получаем:

) расход водорода на гидрирование и гидрогенолиз в двух реакторах:

Σm_p(H₂) = m₁(H₂) + m₂(Н₂) + m₃(Н₂) + m_4.1(Н₂) + m_4.2(Н₂) + m_8.1(Н₂) + m_8.2(Н₂) + m₆(Н₂) + m₇(Н₂) +       m₈(Н₂) + m₉(Н₂)

Σm_p(H₂) = 0,071 + 0,500 + 0,094 + 0,616 + 0,010 + 0,604 + 0,121 + 0,076 + 0,319 + 0,063 + 0,072 = 2,547кг/т

) количество выделившегося при гидроочистке сероводорода:

в первом реакторе:

m(Н₂S) ^/ = m₁(Н₂S) + m₂(Н₂S) + m₃(Н₂S) + m₄(Н₂S);

m(Н₂S) ^/ = 1,212 + 1,069 +4,254 +2,618 = 9,153 кг/т;

- во втором реакторе:

m(Н₂S)^// = m_4.2(Н₂S) = 0,043 кг/т.

) количество образовавшихся предельных углеводородов С₁₄ в двух реакторах:

m(С₁₄Н₃₀) = m₂(С₁₄Н₃₀) + m₃(С₁₄Н₃₀) + m_8.1(С₁₄Н₃₀) + m_8.2(С₁₄Н₃₀);

m(С₁₄Н₃₀) = 7,059 + 49,546 + 6,225 + 59,779 + 11,959 = 134,566 кг/т

) количество образовавшихся предельных углеводородов С₅-С₇ в двух реакторах:

m(С₅-С₁₀) = m₆(С₇Н₁₆) + m₇(С₆Н₁₄) + m₈(С₅Н₁₂);

m(С₅-С₁₀) = 1,894 + 2,745 + 0,456 = 5,094 кг/т.

) количество образовавшихся предельных углеводородов С₄:

- в первом реакторе:

m(С₄Н₁₀) ^/ = m_4.1(С₄Н₁₀) + m₉(С₄Н₁₀);

m(С₄Н₁₀) ^/ = 4,466 + 0,519 = 4,985 кг/т,

- во втором реакторе:

m(С₄Н₁₀) ^// = m_4.2(С₄Н₁₀) = 0,073 кг/т.

6) количество выделившейся при гидроочистке воды:

m(Н₂О) = m₆(Н₂О) + m₇(Н₂О);

m(Н₂О) = 0,682 + 0,574 = 1,256 кг/т.

) количество выделившегося при гидроочистке аммиака:

m(NH₃) = m₈(NH₃) + m₉(NH₃);(NH₃) = 0,108 + 0,152 = 0,260 кг/т.

Определим потери водорода в циркулирующем водородсодержащем газе за счет растворения в гидрогенизате и механических потерь. По данным заводской лаборатории состав ЦВСГ представлен в таблице 8.1.

Таблица 8.1 - Компонентный состав ЦВСГ

Потери водорода на растворение в гидрогенизате в процентах на сырье определяются по формуле [1]

     % m_пот1(Н₂) = (х_н2 · М_H2)·100 / ((х_н2 · М_H2) + (1- х_H2) · М_с),       (7.12)             

где х_H2 - мольная доля водорода, растворенного в гидрогенизате;

М_Н2 - молекулярная масса водорода, кг/кмоль.

Мольную долю водорода растворенного в гидрогенизате, рассчитываем из условий фазового равновесия в горячем газосепараторе высокого давления:

              х_н2 = у_Н2 / К_р                 (7.13)

где у_н2 - мольная доля водорода в паровой фазе;

К_р - константа фазового равновесия.

Мольная доля водорода в паровой фазе равна объемной концентрации водорода в циркулирующем газе, то есть

у_Н2 = 0,9 (см. табл. 7.1).

Для условий газосепаратора высокого давления константа равновесия составляет 30 [1]. Тогда получаем,

х_Н2 = 0,9 / 30 = 0,03

% m_пот1(Н₂) = (0,03 · 2) · 100 / (0,03 · 2 + (1 - 0,03) · 198,36) = 0,03 %

Механические потери водорода составляют 1% от общего объема циркулирующего водородсодержащего газа.

Определяем количество свежего и циркулирующего водородсодержащего газа. Объем сырья определяется по формуле

V_с = m_с / d_с,               (7.14)

где m_с - количество сырья, подаваемого на гидроочистку, кг;

d_с - плотность сырья, кг/м³.

Тогда объем 1000 кг сырья составляет:

V_с= 1000 / 0,842= 1,188м³/т

Объем циркулирующего водородсодержащего газа определяется по формуле:

V_ЦВСГ= V_c · N,                 (7.15)

где N - кратность циркуляции водородсодержащего газа.

V_ЦВСГ = 1,188 · 280 = 332,542 м³/г.

Плотность циркулирующего водородсодержащего газа:

ρ_ЦВСГ = М_ЦВСГ / 22,4             (7.16)

где М_ЦВСГ - средняя молярная масса циркулирующего водородсодержащего газа, кг/кмоль.

Согласно данным таблицы 7.1 средняя молярная масса ЦВСГ составляет 4,2414 кг/кмоль.

Получаем,

ρ_ЦВСГ = 4,2414 / 22,4 = 0,189 кг/м³.

Количество циркулирующего водородсодержащего газа определяется по формуле

m_ЦВСГ= V_ЦВСГ · ρ_ЦВСГ;             (7.17)

m_ЦВСГ = 332,54 · 0,189 = 62,966 кг/т.

Количество водорода в циркулирующем водородсодержащем газе определяется по формуле:

m(Н₂)_ЦВСГ= (m_ЦВСГ · ω(Н₂)_ЦВСГ) / 100 ,                 (7.18)

где ω(Н₂)_ЦВСГ - массовая доля водорода в циркулирующем водородсодержащем газе, %(масс). 

Согласно таблице 7.1 массовая доля водорода в ЦВСГ составляет 42,44 % (масс), тогда:

m(Н₂)_ЦВСГ = (62,966 · 42,44) / 100 = 26,723 кг/т.

Тогда количество углеводородов С₁-С₄ в циркулирующем водородсодержащем газе составляет:

m(С₁-С₄)_ЦВСГ = m_ЦВСГ - m(H₂)_ЦВСГ;

m(С₁-С₄)_ЦВСГ = 62,966 - 26,723 = 36,243 кг/т.

Потери водорода на растворении в гидрогенизате составляют:

m_пот1(Н₂) =(% m_пот1(Н₂) · m_с) / 100;

m_пот1(Н₂) = (0,03 · 1000) / 100 = 0,300 кг/т.

Механические потери водорода составляют:

m_пот2(Н₂) = (0,01· V_ЦВСГ· М_Н2) / 22,4;

m_пот2(Н₂) = (0,01 · 332,54 · 2) / 22,4 = 0,297 кг/т.

Количество водорода в свежем водородсодержащем газе составляет:

m(Н₂)_ВСГ = Σm_Р(Н₂) + m_пот1(Н₂) + m_пот2(Н₂);

m(Н₂)_ВСГ = 2,547 + 0,300 + 0,297 = 3,143 кг/т.

Количество свежего водородсодержащего газа определяется по формуле

m_ВСГ = (m(Н₂)_ВСГ) / ω(Н₂)_ВСГ,           (7.19)

где ω(Н₂)_ВСГ - массовая доля водорода в свежем водородсодержащем газе.

Согласно исходным данным массовая доля водорода в свежем водородсодержащем газе составляет 0,6416, тогда получаем:

m_ВСГ = 3,143 / 0,6416 = 4,899 кг/т.

Тогда количество углеводородов С₁ - С₄ в свежем водородсодержащем газе составляет:

m(С₁-С₄)_ВСГ = m_ВСГ - m(Н₂)_ВСГ;

m(С₁-С₄)_ВСГ = 4,899 - 3,143 = 1,756 кг/т.

Количество водорода в циркулирующем водородсодержащем газе до подпитки свежим составляет:

m⁰(Н₂)_ЦВСГ = m(Н₂)_ЦВСГ - m(Н₂)_ВСГ;

m⁰(Н₂)_ЦВСГ = 26,723 - 3,143 = 23,579 кг/т.

Количество углеводородов С₁-С₄ в циркулирующем водородсодержащем газе до подпитки свежим составляет:

m⁰(С₁-С₄)_ЦВСГ = m(С₁-С₄)_ЦВСГ - m(С₁-С₄)_ВСГ;

m⁰(С₁-С₄)_ЦВСГ = 36,243 - 1,756 = 34,487 кг/т.

Тогда количество циркулирующего водородсодержащего газа до подпитки свежим составляет:

m⁰ _ЦВСГ = m⁰(Н₂)_ЦВСГ + m⁰(С₁-С₄)_ЦВСГ;

m⁰ _ЦВСГ = 23,579 + 34,487 = 58,067 кг/т.

Материальный баланс стадии подпитки циркулирующего водородсодержащего газа свежим представлен в таблице 7.2.

На стадии смешения циркулирующий водородсодержащий газ смешивается с сырьем. Согласно исходным данным в 1000 кг сырья содержится следующее количество компонентов:

1,2 кг предельных углеводородов С₅-С₁₀;

680,1 кг предельных углеводородов С₁₁ и выше;

78,9 кг непредельных углеводородов;

8,2 кг меркаптанов;

53,3 кг сульфидов;

7,2 кг дисульфидов;

6,6 кг тиофена;

157,9 кг ароматических углеводородов;

2,5 кг гидропероксида гептана;

3,0 кг фенола;

0,5 кг пиридина;

0,6 кг пиррола.

Материальный баланс стадии смешения циркулирующего водородсодержащего газа с сырьем представлен в таблице 7.3.

В результате реакции (7.1)-(7.3), (7.5) образуются предельные углеводороды С₁₄, тогда количество предельных углеводородов С₁₁ и выше составляет:

после первого реактора

m(С₁₁ и выше) ^/ = m⁰(С₁₁ и выше) + m(С₁₄Н₃₀) ^/

m(С₁₁ и выше) ^/ = 680,100 + 122,610 = 802,710 кг/т;

после второго реактора:

m(С₁₁ и выше) ^// = m⁰(С₁₁ и выше) ^/ + m(С₁₄Н₃₀) ^// ;

m(С₁₁ и выше) ^// =802,710+ 11,959 = 814,666 кг/т;

Кроме того в результате реакции (7.4), (7.9) образуются предельные углеводороды С₄, тогда количество предельных углеводородов С₁ - С₄ после стадии реакции составляет:

после первого реактора:

m(С₁-С₄) ^/ = m(С₁-С₄)_ЦВСГ + m(С₄Н₁₀) ^/ ;

m(С₁-С₄) ^/ = 36,243 + 4,985 = 41 ,229 кг/т;

- после второго реактора:

m(С₁-С₄) ^// = m(С₁-С₄) ^/ + m(С₄Н₁₀) ^//

m(С₁-С₄) ^// = 41,229 + 0,073 = 41,302 кг/т.

На реакции (7.1)-(7.9) расходуется водород, количество водорода после стадии реакции составляет:

m^’(Н₂) = m(Н₂)_ЦВСГ - Σm_р(Н₂) = 26,723 - 2,547 = 24,176 кг/т.

Материальный баланс стадии реакций представлен в таблицах 7.4. и 7.5.

Таблица 7.2 - Материальный баланс стадии подпитки циркулирующего водородсодержащего газа

Таблица 7.3 - Материальный баланс стадии смешения циркулирующего водородсодержащего газа и сырья

Таблица 7.4 - Материальный баланс стадии реакции (1-ый реактор)

Таблица 14.12 - Расход и стоимость материальных ресур

7.4 Материальный баланс стадии горячей сепарации

На этой стадии происходит разделение газо-продуктовой смеси на жидкий гидрогенизат и парогазовую смесь. По практическим данным в парогазовую смесь переходят следующие компоненты (в процентах от их количества в газо-продуктовой смеси после реакционной стадии):

97 % сероводорода, тогда количество сероводорода, которое уходит с парогазовой смесью составляет:

m(Н₂S)_п.г.с. = 0,97 · m(Н₂S),

m(Н₂S)_п.г.с = 0,97 · 9,196 = 8,920 кг/т,

m(Н₂S)_ж.г. = m(Н₂S) - m(Н₂S)_п.г.с.

m(Н₂S)_ж.г. = 9,196 - 8,920 = 0,276 кг/т;

50 % предельных углеводородов С₅-С₁₀, тогда количество предельных углеводородов С₅-С₁₀, которое уходит с парогазовой смесью составляет:

m(С₅-С₁₀)_п.г.с. = 0,50 · m(С₅-С₁₀),

m(С₅-С₁₀)_п.г.с. = 0,50 · 6,294 = 3,147 кг/т,

тогда количество углеводородов С₅-С₁₀ в жидком гидрогенизате после горячей сепарации   составляет:

m(С₅-С₁₀)_ж.г. = m(С₅-С₁₀) - m(С₅-С₁₀)_п.г.с.

m(С₅-С₁₀)_ж.г. = 6,294 - 3,147 = 3,147 кг/т,

20 % непредельных углеводородов, тогда количество непредельных углеводородов, которое уходит с парогазовой смесью составляет:

m(С_nН_2n)_п.г.с. = 0,20 · m(С_nН_2n),

m(С_nН_2n)_п.г.с. = 0,20 · 7,89 = 1,578 кг/т,

тогда количество непредельных углеводородов в жидком гидрогенизате после горячей сепарации составляет:

m(С_nН_2n)_жг = m(С_nН_2n) - m(С_nН_2n)_пгс;

m(С_nН_2n)_ж.г = 7,890 - 1,578 = 6,312 кг/т;

% тиофена, тогда количество тиофена, которое уходит с парогазовой смесью составляет:

m(С₄Н₄S)_п.г.с. = 0,77 · m(С₄Н₄S),

m(С₄Н₄S)_п.г.с. = 0,77 · 0,026 = 0,020 кг/т,

тогда количество тиофена в жидком гидрогенизате после горячей сепарации составляет:

m(С₄Н₄S) _ж.г = m(С₄Н₄S) - m(С₄Н₄S)_п.г.с. ,

m(С₄Н₄S)_ж.г = 0,026 - 0,020 = 0,006 кг/т.

На стадии холодной сепарации отделяются все углеводороды С₁-С₄, входящие в состав ЦВСГ. Количество предельных углеводородов С₁-С₄ в циркулирующем газе до подпитки и очистки после стадии горячей сепарации составляет (см.п.7.3):

m⁰(С₁-С₄)_ЦВСГ = 34,487 кг/т,

тогда количество предельных углеводородов С₁-С₄ в жидком гидрогенизате после сепарации высокого давления составляет:

m(С₁-С₄)_ж.г.г = m(С₁-С₄) - m⁰(С₁-С₄)_ЦВСГ,

m(С₁-С₄)_ж.г.г = 41,302 - 34,487 = 6,814 кг/т.

Количество предельных углеводородов С₁-С₄ перешедших в парогазовую смесь составляет:

m(С₁-С₄)_п.г.с. = m(С₁-С₄) - m(С₁-С₄)_ж.г.г.,

m(С₁-С₄)_п.г.с. = 41,302 - 6,814 = 34,487 кг/т

Вода и аммиак переходят в парогазовую смесь на этой стадии полностью, тогда:

m(Н₂О)_п.г.с. = m(Н₂О) = 1,256 кг/т;

m(NН₃)_п.г.с.= m(NН₃) = 0,260 кг/т.

На этой стадии также часть водорода растворяется в гидрогенизате - 0.3 кг/т, а часть теряется как механические потери - 0,3 кг/т, весь оставшийся водород переходит в парогазовую смесь:

m(Н₂)_п.г.с. = m^’(Н₂) - m_пот1(Н₂) - m_пот2(Н₂),

m(Н₂)_п.г.с. = 24,176 - 0,300 - 0,297 = 23,579 кг/т.

m(H₂)_ж.г.г. = m_пот1(Н₂),

m(H₂)_ж.г.г. = 0,3 кг/т.

Остальные компоненты газо-продуктовой смеси переходят в жидкий гидрогенизат в неизменном, после стадии реакции, количестве.

Материальный баланс стадии горячей сепарации представлен в таблице 7.6.

Таблица 7.5 - Материальный баланс стадии реакции (2-й реактор)

Таблица 7.6 - Материальный баланс стадии горячей сепарации