Спосіб гідроочищення вуглеводневої фракції від ненасичених та сірчистих домішок

Спосіб гідроочищення вуглеводневої фракції від ненасичених та сірчистих домішок, що включає подачу вуглеводневої фракції та водневмісного газу у вузол змішування під тиском 3,5-4 МПа, підігрів одержаної газорідинної суміші в рекуператив C2 2 (19) 1 3 ня вуглеводневої фракції у вигляді дизельного палива від ненасичених та сірчистих домішок [Смидович Е.В. Технология переработки нефти и газа. Крекинг нефтяного сырья и переработка углеводородных газов. - М.: Химия, 1980. - 328с. прототип], що включає подачу вуглеводневої фракції та водневмісного газу у вузол змішування під тиском 3,5-4,0 МПа, підігрів одержаної газорідинної суміші в рекуперативних теплообмінниках і трубчастій печі до температури 360-380°С, гідроочищення вуглеводневої фракції в суміші з водневмісним газом від ненасичених вуглеводнів у реакторі першого ступеня гідрування на алюмонікельмолібденовім каталізаторі, охолодження одержаного гідрогенізату водневмісним газом, подальше гідроочищення гідрогенізату від сірчистих домішок у реакторі другого ступеня гідрування на алюмонікельмолібденовім каталізаторі, охолодження гідрогенізату в рекуперативних теплообмінниках та в холодильникахконденсаторах, виділення з гідрогенізату очищеної рідкої вуглеводневої фракції в сепараторі високого тиску, виділення з очищеної рідкої вуглеводневої фракції жирних газів у сепараторі низького тиску. Використання відомого способу не дозволяє очищувати крекінгові вуглеводневі фракції із високим вмістом домішок ненасичених вуглеводнів, одержуваних при термічному крекінгу, наприклад, твердих органічних відходів. Високий вміст домішок ненасичених вуглеводнів у таких вуглеводневих фракціях спричиняє дезактивацію використовуваних каталізаторів у результаті їх осмолення продуктами полімеризації. Окрім того, відомий спосіб для своєї реалізації потребує значних витрат водневмісного газу для охолодження гідрогенізату після реактора першого ступеня гідрування. А це призводить до збільшення затрат високовартісного водневмісного газу та енергетичних затрат на його компримування. В основу винаходу поставлена задача вдосконалення способу гідроочищення вуглеводневої фракції від ненасичених та сірчистих домішок із забезпеченням необхідної глибини очищення вуглеводневої фракції, стабільності роботи технологічної установки очищення, зменшення затрат водневмісного газу та енергетичних затрат. Поставлена задача досягається тим, що у відомому способі очищення вуглеводневої фракції, що включає подачу вуглеводневої фракції та водневмісного газу під тиском 3,5-4 МПа у вузол змішування, підігрів одержаної газорідинної суміші в рекуперативних теплообмінниках і трубчастій печі до температури 360-380°С, гідроочищення вуглеводневої фракції в суміші з водневмісним газом від ненасичених вуглеводнів переважно у реакторі першого ступеня гідрування на алюмонікельмолібденовім каталізаторі, охолодження одержаного гідрогенізату, подальше гідроочищення гідрогенізату від сірчистих домішок у реакторі другого ступеня гідрування на алюмонікельмолібденовім каталізаторі, охолодження гідрогенізату в рекуперативних теплообмінниках та в холодильниках-конденсаторах, виділення з гідрогенізату очищеної рідкої вуглеводневої фракції в сепараторі високого тиску, виділення з очищеної рідкої вуг 95171 4 леводневої фракції жирних газів у сепараторі низького тиску, згідно з винаходом частину очищеної рідкої вуглеводневої фракції після сепаратору високого тиску дроселюють по лінії рециркуляції на змішування з неочищеною вуглеводневою фракцією в потік перед вузлом змішування, а частину очищеної рідкої вуглеводневої фракції забирають з лінії рециркуляції подають на охолодження одержаного гідрогенізату після реактора першого ступеня гідрування; при цьому об'ємне співвідношення в суміші неочищеної та очищеної вуглеводневих фракцій використовується нарівні 1:1 - 1,0:0,3. Саме подача частини очищеної рідкої вуглеводневої фракції після сепаратора високого тиску по лінії рециркуляції й змішування її з неочищеною вуглеводневою фракцією та водневмісним газом у вузлі змішування усуває дезактивацію використовуваного каталізатора в реакторах гідрування в результаті усунення його осмолення продуктами полімеризації. Це пояснюється тим, що при змішуванні неочищеної вуглеводневої фракції з частиною очищеної фракції має місце зниження концентрації ненасичених вуглеводневих домішок за рахунок розбавлення фракцій. У результаті істотно усувається процес полімеризації ненасичених вуглеводневих домішок та створюються стабільні умови для роботи установки очищення. Саме подача частини очищеної рідкої вуглеводневої фракції замість водневмісного газу в технологічний потік гідрогенізату після реактора першого ступеня гідрування дозволяє здійснювати охолодження потоку гідрогенізату з мінімальними затратами. Це пояснюється тим, що охолодження гідрогенізату здійснюється переважно за рахунок випарювання очищеної рідкої вуглеводневої фракції як охолоджувача, що забезпечує високе теплознімання при його мінімальних витратах, які практично не впливають не перепускні розміри установки. Саме відбір частини очищеної рідкої вуглеводневої фракції із сепаратора високого тиску знижує до мінімуму енергетичні витрати за рахунок дроселювання її по лінії рециркуляції на змішування з неочищеною вуглеводневою фракцією завдяки використанню високого тиску в сепараторі високого тиску. При цьому мінімальні енергетичні затрати на подачу очищеної рідкої вуглеводневої фракції обумовлені тільки використанням дотискуючого насоса на лінії подачі частини очищеної рідкої вуглеводневої фракції як холодоагенту з лінії рециркуляції в потік гідрогенізату після реактора першого ступеня гідрування. Саме співвідношення неочищеної вуглеводневої фракції в суміші з частиною очищеної рідкої вуглеводневої фракції, як показує практика роботи випробуваної установки, знаходиться на рівні від 1:1 до 1,0:0,3 у залежності від концентрації ненасичених домішок у вуглеводневій фракції. Принципова схема здійснення способу гідроочищення вуглеводневої фракції від ненасичених сірчистих домішок надана на фіг. Відповідно з наданою схемою неочищену крекінгову рідку вуглеводневу фракцію разом з рециркуляційною очищеною рідкою фракцією забирають 5 насосом 1 і подають під тиском 3,5-4 МПа у вузол змішування 2, куди компримують рециркуляційний водневмісний газ компресором 3. Після вузла змішування утворену газорідинну суміш подають далі через систему рекуперативних теплообмінників 4 і трубчасту нагрівальну піч 5, де її нагрівають до температури 360-380°С, і відправляють на очищення від ненасичених органічних домішок зверху в реактор першого ступеня гідрування 6 на алюмонікельмолібденовому каталізаторі. На виході потоку гідрогенізату з реактора 6 в нього для регулювання температури потоку подають частину рідкої очищеної вуглеводневої фракції насосом 11 з лінії рециркуляції очищеної рідкої вуглеводневої фракції. Далі потік гідрогенізату надсилають на очищення від сірчистих домішок в реактор другого ступеня гідрування 7 на алюмокобальтмолібденовім каталізаторі. Після реактора 7 гідрогенізат з температурою 420-450°С рекуперативно теплообмінюється в системі теплообмінників 4, охолоджується в холодильниках-конденсаторах 8 і сепарується в сепараторі високого тиску 9. У результаті із сепаратора 9 частину очищеної вуглеводневої фракції в рідкому стані дроселюють по лінії рециркуляції на вхід насоса 1 на змішування з неочищеною рідкою вуглеводневою фракцією, балансову ж частина очищеної рідкої вуглеводневої фракції із сепаратора 9 дроселюють в сепаратор низького тиску 10, де підтримують тиск на рівні 0,6 МПа. Схемою передбачається забір насосом 11 частини очищеної рідкої вуглеводневої фракції з лінії рециркуляції й подача її як охолоджувача в потік гідрогенізату після реактора першого ступеня гідрування для відводу збиткового тепла. Із сепаратора 10 вся продуктова частина очищеної рідкої вуглеводневої фракції дроселюється Комп’ютерна верстка Л. Ціхановська 95171 6 на подальшу переробку. Далі відповідно зі схемою із сепаратора 9 водневмісний газ під високим тиском у цьому сепараторі дроселюється в абсорбер високого тиску 12 на очищення від сірководню водним розчином моноетаноаміну (МЕА). Розчин МЕА подається в абсорбер 12 насосом 13 з установки регенерації МЕА (на схемі не показана). Очищений водневмісний газ із абсорбера 12 дроселюється в сепаратор 14, звідки забирається компресором 3 і подається в змішувач 2. Для підтримки необхідного вмісту водню у водневмісному газі схемою передбачається вивід частини цього газу після абсорбера 12 і заміна його свіжим газом шляхом подачі свіжого газу в сепаратор 14. Жирні гази, що виділяються в сепараторі 10, дроселюються в абсорбер низького тиску 15 для очищення від сірководню розчином МЕА, що подається в абсорбер насосом 16 з установки регенерації МЕА. Очищений жирний газ після абсорбера 15 направляється на подальше використання. Відпрацьований розчин МЕА з абсорберів 12 і 15 дроселюється на установку регенерації цього розчину. Таким чином, заявлений спосіб гідроочищення вуглеводневої фракції дозволяє очищувати вуглеводневі фракції з високим вмістом ненасичених та сірчистих домішок із забезпеченням стабільності роботи установки очищення, зменшення витрат водневмісного газу та енергетичних затрат на очищення. Заявлений спосіб гідроочищення вуглеводневої фракції наразі проходить успішні випробування на промисловій автономній установці з перероблення твердих органічних відходів. Підписне Тираж 24 прим. Міністерство освіти і науки України Державний департамент інтелектуальної власності, вул. Урицького, 45, м. Київ, МСП, 03680, Україна ДП “Український інститут промислової власності”, вул. Глазунова, 1, м. Київ – 42, 01601