CC BY
88
УДК: 665.644.2
Я. О. Мясин (магистрант), Е. А. Мясина (магистрант), А. В. Ганцев (к.т.н., доц.), И. А. Мустафин (к.т.н., доц.)
ПОВЫШЕНИЕ ЭФФЕКТИВНОСТИ РАЗДЕЛЕНИЯ
ПРОДУКТОВ КАТАЛИТИЧЕСКОГО КРЕКИНГА В РЕЗУЛЬТАТЕ МОДЕЛИРОВАНИЯ И АНАЛИЗА РАБОТЫ ГАЗОФРАКЦИОНИРУЮЩИХ БЛОКОВ
Уфимский государственный нефтяной технический университет, кафедра технологии нефти и газа 450062, г. Уфа, ул. Космонавтов, 1, тел. (347) 2431535, e-mail: iamustafin@gmail.com
Ya. O. Myasin, E. A. Myasina, A. V. Gantsev, I. A. Mustafin
RAISING OF EFFICIENCY OF SEPARATING OF FCC PRODUCTS IN RESULTS OF SIMULATING AND OPERATIONAL ANALYSIS OF GAS-FRACTIONATION
PLANTS
Ufa State Petroleum Technological University 1, Kosmonavtov Str., 450062, Ufa, Russia, ph. (347) 2431535, e-mail: iamustafin@gmail.com
Газофракционирующий блок установок каталитического крекинга может работать по двум схемам, различающимся способом подвода материальных потоков. Основной целью работы было подтверждение тезиса о том, что эффективность фракционирования блока без циркуляции потоков ниже, чем у блока с циркуляцией и решение задачи повышения эффективности работы блока без циркуляции. Вне зависимости от типа используемого доабсорбента, унос жирного газа и бензиновой фракции при использовании схемы без циркуляции потока выше. Предложенное техническое решение основано на использовании дополнительного доабсорбента. В ходе множественного моделирования были определены оптимальные параметры процесса, при которых наблюдается сокращение уноса фракции жирного газа на 11.88%, бензиновой фракции — на 47.13%, тяжелой фракции — на 18.09% при сохранении отборов неорганических соединений и метана на уровне более 99.1%.
Ключевые слова: А8репИУ5У5; абсорбция; бензиновая фракция; газофракционирование; доабсорбция; жирный газ; каталитический крекинг; массообмен; моделирование; модернизация; снижение потерь; сухой газ.
Основной задачей российской нефтеперерабатывающей промышленности является углубление переработки нефти и улучшение качества товарных топлив Одним из наиболее распространенных и крупнотоннажных про-
Дата поступления 31.05.17
Gas-fractionation plants of FCC units may work by two-way, which is different of inlet's means of material streams. The main targets were confirmation of the thesis that fractionating efficiency of the gas-fractionation plats without recycling stream less then plats with recycling. Consequently, the task was to increase the fractionating efficiency of plants without recycling stream. Regardless of the second stage absorbent, losses of wet gas and gasoline in plants without recycling higher then plants with recycling. Proposed engineering solution based making use complemental second stage absorbent. In the course of multiply simulating were determined optimal process variables, in which decrease losses of wet gas by 11.88 %, of gasoline by 47.13 %, of heavy fractions by 18.09 % at the current of selections of inorganic compounds and methane more 99.1 %.
Key words: Aspen HYSYS; absorption; dry gas; FCC; gas fractionation; gasoline; loss reduction; massexchange; re-equipment; second stage of absorption; simulation; wet gas.
цессов углубленной переработки нефти является каталитический крекинг. В ходе этого процесса, в результате термокаталитической переработки нефтяных фракций образуется большое количество нестабильного бензина, сухого газа, предельных и непредельных жир-
ных газов, которые разделяются на газофрак-ционирующем блоке 1 2.
В последние 10-15 лет процесс каталитического крекинга был значительно усовершенствован, главным образом, на основе модернизации реактора и регенератора, создания наиболее эффективных способов контактирования катализатора с сырьем и подготовки сырья с целью увеличения выхода целевых продуктов и повышения их качества 3. При этом модернизации газофракционирующих блоков уделялось достаточно мало внимания.
В настоящее время газофракционирую-щий блок установок каталитического крекинга может работать по двум схемам, которые отличаются друг от друга способом подвода материальных потоков. Схема работы газофракци-онирующего блока установок каталитического крекинга зависит от типа установки. Основными аппаратами газофракционирующей части являются фракционирующий абсорбер и абсорбер второй ступени (доабсорбер), оснащенные тарельчатыми массообменными устрой-
ствами. Абсорбер позволяет производить первичное разделение входящих материальных потоков. В абсорбере второй ступени (доабсор-бере) происходит дополнительное извлечение абсорбтива при помощи углеводородного абсорбента. Абсорбент представляет собой бензиновую фракцию каталитического крекинга или фракцию легкого каталитического газойля 2.
Схемы двух типов газофракционирующих блоков представлены на рис. 1 и 2.
На рис. 1 представлена схема с циркуляцией материальных потоков, характерная для установок каталитического крекинга модели Г-43-107. Особенностью представленной схемы является разделение потока нестабильного бензина на две части в соотношении 60/40, при котором меньшая часть подается напрямую в абсорбер, а большая — в смеситель для смешения со сжатым жирным газом и циркулирующими потоками. Полученный материальный поток подается в промежуточную сырьевую емкость 4.
Рис. 1. Схема газофракционирующего блока с циркуляцией потоков: 1 — делитель потока нестабильного бензина (Н.Б.); К-1 — абсорбер; К-2 — доабсорбер; К-3 — десорбер; Е-1 — промежуточная сырьевая емкость; Р-1,2 — операторы рецикла
Рис. 2. Схема газофракционирующего блока без циркуляции потоков: К-1 — абсорбер; К-2 — доабсорбер; Н.Б.— нестабильный бензин.
На рис. 2 представлена схема без циркуляции потоков, характерная для установок каталитического крекинга модели 1-А/1М. Особенностями данной схемы является последовательная подача потоков в аппараты, а также полная подача нестабильного бензина и жирного газа в абсорбер.
Основным критерием оценки эффективности работы газофракционирующего блока установок каталитического крекинга является четкость разделения сырья на фракции. Эталонным результатом работы можно считать отсутствие фракции углеводородов С3 — С5 (жирный газ) в сухом топливном газе и фракции С1 — С2 (сухой газ) в нестабильном бензине.
Требование к отсутствию жирного газа в сухом объясняется высокой ценностью углеводородов фракции С3 — С5 для дальнейшей переработки в процессах О- и С-алкилирования. В то же время, наличие сухого газа в нестабильном бензине приводит к росту давления в аппаратах блока стабилизации и ухудшает качество пропан-пропиленовой фракции.
Отсутствие сухого газа в нестабильном бензине может быть достигнуто при помощи увеличения расхода теплоносителя в ребойлер и, как следствие, повышения температуры куба абсорбера или десорбера (при использовании схемы с циркуляцией потока).
Унос жирного газа с сухим из абсорбера компенсируется наличием доабсорбера, в котором происходит абсорбция целевых компонентов доабсорбентом, при этом качество поглощение абсорбтива зависит от типа применяемого абсорбента.
Требования к доабсорбенту предъявляются исходя из его доступности, простоты десорбции абсорбтива или возможности вторичного вовлечения доабсорбента в процесс, а также из его абсорбционной способности по отношению к жирным углеводородным газам. Исходя из комплекса требований, оптимальным пулом доабсорбентов являются конечные или промежуточные продукты каталитического крекинга. К ним можно отнести нестабильный и стабильный бензины каталитического крекинга и легкий каталитический газойль. После использования в качестве доабсорбентов, все эти продукты вторично вовлекаются в сырье нагревательно-фракционирующего блока (основная фракционирующая колонна установки), где разделяются с десорбцией абсорбтива.
Нестабильный и стабильный бензины каталитического крекинга, как и легкий каталитический газойль, обладают различной абсорбционной способностью. Подбор правильного
доабсорбента и его количества позволит сократить до минимума унос целевых компонентов с потоком сухого газа. Для анализа эффективности работы представленных газофракциониру-ющих блоков целесообразно воспользоваться методом технологического моделирования с использованием специализированного программного обеспечения. Данный метод позволяет оценить качество разделения и сравнить различные схемы газофракционирующих блоков, а также смоделировать процесс газофракционирования с нахождением его оптимальных параметров.
При помощи системы технологического моделирования А8репИУ5У5 были смоделированы различные схемы работы газофракцио-нирующего блока, что позволило оценить эффективность работы блока с циркуляцией и без циркуляции потоков установок каталитического крекинга. Сравнительное моделирование позволяет оценить эффективность работы каждой модели газофракционирующего блока и подтвердить или опровергнуть фактические данные об эффективности работы этих узлов. Основной целью работы было подтверждение тезиса о том, что эффективность фракционирования блока без циркуляции потоков ниже, чем у блока с циркуляцией. Следовательно, при подтверждении этого тезиса, возникала задача повышения эффективности работы блока без циркуляции.
Для сравнительного моделирования были построены схемы, представленные на рис. 1 и 2. Материальные потоки моделей идентичны друг другу и созданы на основе фактических данных. Характеристики материальных потоков представлены в табл. 1. В качестве сырья газофракционирующего блока используется жирный газ и нестабильный бензин (Н. Б.), в качестве абсорбента — стабильный бензин (С. Б.), в качестве доабсорбента может использоваться легкий каталитический газойль (ЛКГ), С. Б. и тяжелый бензин (Т. Б.). Последовательно были построены по три схемы для каждой модели газофракционирующего блока, отличающиеся типом используемого доабсор-бента. Технологические параметры представлены в табл. 2.
После моделирования был проанализирован качественный и количественный состав сухого газа, отходящего из доабсорбера. При этом все углеводороды были разбиты на группы согласно их технологической классификации. Сухой газ представлен предельными и непредельными углеводородами состава С!— С2, а также различными неуглеводородными газами: кисло-
Характеристики сырьевых материальных потоков
Таблица 2
Технологические параметры моделей газофракционирующего блока
Наименование показателя Н. Б. Жирный газ ЛКГ Т. Б. С. Б.
Температура, °С 52 40 40 40 40
Давление, кПа 1520 1255 1177 1177 1216
Расход, м3/ч 124.8 110.1 Варьируется Варьируется Варьируется
Параметр Схема без циркуляции Схема с циркуляцией
Нумерация тарелок Сверху вниз Сверху вниз
Подача жирного газа 25 тарелка Под нижнюю тарелку
Подача нестабильного бензина 14 тарелка 8 тарелка
Температура куба абсорбера 77 °С 45 °С
Температура СЦО 30 °С 37, 34, 31 °С (3 СЦО)
Расход СЦО 50 м3/ч 50, 50, 50 м3/ч (3 СЦО)
СЦО отбор 9 тарелка 18, 25, 35 тарелки (3 СЦО)
СЦО подача 7 тарелка 17, 24, 34 тарелки (3 СЦО)
Давление верха 1079 кПа 1177 кПа
Давление низа 1128 кПа 1226 кПа
Количество тарелок абсорбера 46 46
Количество тарелок доабсорбера 15 15
Давление верха 1000 кПа 1108 кПа
Давление низа 1030 кПа 1128кПа
Наличие ребойлера абсорбера Да Нет
Количество тарелок десорбера Нет десорбера 21
Давление верха Нет десорбера 1294кПа
Давление низа Нет десорбера 1324кПа
Температура куба десорбера Нет десорбера 89 °С
род, азот, водород, сероводород, моно- и диоксиды углерода. Жирный газ — предельные и непредельные углеводороды состава С3—С4, нормального и изо-строения, а также узкие бензиновые фракции с температурой выкипания до 28 оС. Бензиновая фракция — предельные, непредельные, ароматические и алифатические углеводороды состава С5—С6, а также узкие бензиновые и газойлевые фракции с температурой выкипания до 210 оС. Узкие бензиновые фракции, а также узкие фракции легкого каталитического газойля с температурой выкипания выше 210 оС представлены, как тяжелая фракция.
Результаты, полученные при моделировании схем с использованием различных типов доабсорбентов, представлены в табл. 3 и 4.
Анализируя результаты моделирования, можно сказать, что тезис об эффективности фракционирования был подтвержден. Вне зависимости от типа используемого доабсорбен-та, унос жирного газа и бензиновой фракции был выше при использовании схемы без циркуляции потока. При использовании ЛКГ унос выше на 3.97%, при использовании Т. Б. — на 2.64%, а при использовании С. Б. — на 2.91%.
В результате анализа было также определено, что наилучшим доабсорбентом, при котором достигается наименьший унос жирного газа и бензиновой фракции и наибольший выход сухого газа, является ЛКГ. При использо-
вании схемы с циркуляцией потоков и ЛКГ унос жирного газа и бензиновой фракции меньше на 8.48%, чем при Т. Б. и на 24.62%, чем при С. Б. При использовании же схемы без циркуляции потоков унос жирного газа меньше на 7.2% и на 23.49% соответственно.
Следовательно, тезис о меньшей эффективности фракционирования блока без циркуляции относительно блока с циркуляцией можно считать подтвержденным. При эксплуатации газофракционирующих блоков, работающих по схеме без циркуляции продуктов, присутствует больший унос жирных газов, бензиновых и легких газойлевых фракций с потоком сухого газа. Данный процесс обусловлен конструктивными особенностями абсорбера и доабсорбера схемы без циркуляции продуктов и нежелателен из-за потери ценных товарных продуктов.
Повысить качество фракционирования возможно двумя методами: при помощи изменения конструктивных особенностей блока и за счет подбора типа и количества доабсорбен-та. Наиболее предпочтителен вариант без изменения конструктивных особенностей блока фракционирования, так как внесение конструктивных изменений на существующих установках осложняется отсутствием места на аппаратном дворе, нерентабельностью внесения серьезных изменений в конструкцию установ-
Результаты моделирования схемы с циркуляцией потоков
Показатель Доабсорбент ЛКГ Доабсорбент Т. Б. Доабсорбент С. Б.
Количество сухого газа, кг/ч 25030.97 24906.33 24933.28
Количество жирного газа, кг/ч 12962.30 12353.57 13478.28
Количество бензиновой фракции, кг/ч 2461.50 4378.34 5743.29
Количество тяжелой фракции, кг/ч 14.17 3.35 2.27
Суммарное количество жирного газа и бензиновой фракции, кг/ч 15423.80 16731.91 19221.57
Суммарное количество газа, кг/ч 40468.94 41641.59 44157.12
Таблица 4
Результаты моделирования схемы без циркуляции потоков
Показатель Доабсорбент ЛКГ Доабсорбент Т. Б. Доабсорбент С. Б.
Количество сухого газа, кг/ч 25045.29 24915.13 24953.64
Количество жирного газа, кг/ч 13227.08 12525.81 13711.22
Количество бензиновой фракции, кг/ч 2803.72 4659.26 6085.71
Количество тяжелой фракции, кг/ч 15.19 3.43 2.25
Суммарное количество жирного газа и бензиновой фракции, кг/ч 16030.80 17185.07 19796.93
Суммарное количество газа, кг/ч 41091.28 42103.63 44752.82
Таблица 5
Анализ влияния расхода Т. Б.
Показатель 5 м3/ч 7.5 м3/ч 10 м3/ч 12.5 м3/ч 15 м3/ч
Количество сухого газа, кг/ч 24982.58 24952.18 24922.31 24892.97 24864.07
Количество жирного газа, кг/ч 12876.82 12711.93 12552.95 12399.82 12251.63
Количество бензиновой фракции, кг/ч 2537.54 2429.86 2330.49 2237.21 2149.52
Количество тяжелой фракции, кг/ч 17.01 17.65 18.12 18.44 18.65
Суммарное количество жирного газа и бензиновой фракции, кг/ч 15414.36 15141.79 14883.44 14637.03 14401.15
Суммарное количество газа, кг/ ч 40413.95 40111.62 39823.87 39548.44 39283.87
ки, а также требованиями к времени простоя. При этом изменение типа и количества доаб-сорбента может быть произведено на действующей установке, а изменение тарелок подачи до-абсорбента возможно в период остановки установки на текущий или капитальный ремонт.
В ходе анализа работы смоделированных газофракционирующих блоков было установлено, что наилучшими показателями поглощения жирного газа обладает Т. Б., но при этом происходит унос бензиновой фракции, абсорбировать которую необходимо более тяжелым продуктом. Таким образом, целесообразно создание модели газофракционирующего блока без циркуляции потока со смешанной подачей абсорбента. В качестве абсорбента используется Т. Б. и ЛКГ.
Используя исходные значения по подаче ЛКГ (20 м3/ч) и установив подачу Т. Б. на 10-ю тарелку доабсорбера, проведем анализ влияния на качество фракционирования следующих параметров: расхода Т.Б. (табл. 5), тарелки подачи Т. Б. (табл. 6), расхода ЛКГ (табл. 7), а также влияния температуры газа из абсорбера на входе в доабсорбер (табл. 8).
Анализируя вышеприведенные данные, можно сказать, что наблюдается прямая зависимость количества унесенной фракции и количества сухого газа от расхода обоих абсорбентов. В данном случае необходимо ориентироваться на тот расход, который не будет оказывать сильного влияния на выработку товарной продукции и может быть реализован с технологической точки зрения (пропускная способность трубопроводов, минимальный и максимальный расход на насосах, отсутствие «захлебывания колонны»). Также наблюдается прямая зависимость между температурой газа и количеством унесенной фракции, что можно объяснить частичной конденсацией тяжелой фракции при охлаждении газа. Однако, рационально проводить охлаждение только оборотной водой с небольшим расходом, т.к. использование большого количества воды или специальных хладагентов негативно скажется на экономической эффективности процесса. Стоит отметить, что единственным параметром, оказывающим нелинейное влияние на унос фракции, является тарелка подачи промежуточного абсорбента (Т. Б.). Поэтому проведем дополнительное моделирование с использованием исходных
Анализ влияния тарелки подачи Т. Б.
Показатель 3 тарелка 5 тарелка 8 тарелка 10 тарелка 1 3 тарелка
Количество сухого газа, кг/ч 24927.54 24924.20 24922.27 24922.31 24925.76
Количество жирного газа, кг/ч 12607.49 12575.53 12555.69 12552.95 12570.33
Количество бензиновой фракции, кг/ч 2339.46 2293.21 2294.48 2330.49 2537.44
Количество тяжелой фракции, кг/ ч 17.15 18.05 18.41 18.12 15.76
Суммарное количество жирного газа и бензиновой фракции, кг/ч 14946.94 14868.74 14850.17 14883.44 15107.78
Суммарное количество газа, кг/ ч 39891.63 39810.99 39790.85 39823.87 40049.30
Таблица 7
Анализ влияния расхода ЛКГ
Показатель 10 м3/ч 15 м3/ч 20 м3/ч 25 м3/ч 30 м3/ч
Количество сухого газа, кг/ч 24976.58 24948.42 24922.35 24897.60 24873.54
Количество жирного газа, кг/ч 12825.75 12680.48 12553.21 12438.19 12330.30
Количество бензиновой фракции, кг/ч 2929.40 2584.07 2330.68 2122.28 1928.45
Количество тяжелой фракции, кг/ч 16.81 18.01 18.11 17.40 16.16
Суммарное количество жирного газа и бензиновой фракции, кг/ч 15755.15 15264.55 14883.88 14560.47 14258.75
Суммарное количество газа, кг/ч 40748.55 40230.97 39824.34 39475.48 39148.46
Таблица 8
Анализ влияния температуры газа
Показатель 35 °С 40 °С 45 °С 50 ° С 55 °С
Количество сухого газа, кг/ч 24836.37 24874.21 24904.11 24927.12 24944.99
Количество жирного газа, кг/ч 11906.20 12190.85 12416.20 12588.83 12722.10
Количество бензиновой фракции, кг/ч 1489.73 1805.76 2113.33 2390.71 2634.59
Количество тяжелой фракции, кг/ч 13.71 15.32 16.94 18.44 19.80
Суммарное количество жирного газа и бензиновой фракции, кг/ч 13395.92 13996.61 14529.53 14979.54 15356.69
Суммарное количество газа, кг/ч 38246.00 38886.14 39450.58 39925.09 40321.49
Таблица 9
Подбор тарелки подачи дополнительного абсорбента
Показатель 5 тарелка 6 тарелка 7 тарелка 8 тарелка 9 тарелка
Количество сухого газа, кг/ч 24924.2014 24923.2911 24922.6461 24922.2717 24922.1687
Количество жирного газа, кг/ч 12575.531 12566.632 12560.011 12555.689 12553.415
Количество бензиновой фракции, кг/ч 2293.2064 2288.8135 2288.4504 2294.4803 2307.6107
Количество тяжелой фракции, кг/ч 18.0470 18.2632 18.3819 18.4096 18.3194
Суммарное количество жирного газа и бензиновой фракции, кг/ч 14868.7378 14855.4454 14848.4618 14850.1695 14861.0262
Суммарное количество газа, кг/ч 39810.9861 39796.9996 39789.4899 39790.8509 39801.5143
данных, подавая абсорбент на 5—9 тарелки. Результаты представлены в табл. 9.
Анализируя данные, можно отметить, что наименьший унос достигается при подаче дополнительного абсорбента на 7-ю тарелку. Температуру газа на входе в доабсорбер примем равной 40 °С, при этом расход оборотной воды с температурой 30 оС составляет 20 м3/ч, а температура воды на выходе из холодильника — 40.5 оС. Температуры доабсорбентов в соответствии с реальными данными, примем равными 30 оС. Таким образом, решение поставленной задачи сводится к подбору необходимого количества доабсорбентов. Согласно представленным зависимостям, унос жирного газа, бензиновой и тяжелой фракций прямо
пропорционален количеству подаваемого абсорбента. Также необходимо учитывать нагрузку колонны по жидкости и парам, по базовому и проектному варианту. Существующая проблема уноса целевых компонентов связана с количеством жидкости на верхних тарелках и скоростью паров в колонне (которая может характеризоваться количеством паров на тарелке). Для ее решения необходимо, чтобы нагрузка колонны по проектному варианту была не выше базовой. В табл. 10 и 11 представлены результаты моделирования технологических показателей и нагрузок колонны по базовому и проектным вариантам. В табл. 12 представлен количественный состав компонентов сухого газа: I — базовый вариант (ороше-
ние ЛКГ, расход 20 м3/ч, подача на верх колонны), II — проектный вариант (орошение смесью Т. Б. и ЛКГ, расход Т. Б. 15 м3/ч, подача на 7-ую тарелку, расход ЛКГ 20 м3/ч, подача на верх колонны) , III — проектный вариант (орошение смесью Т. Б. и ЛКГ, расход Т. Б. 15 м3/ч, подача на 7-ую тарелку, расход ЛКГ 15 м3/ч, подача на верх колонны), IV — проектный вариант (орошение смесью Т. Б. и ЛКГ, расход Т. Б. 20 м3/ч, подача на 7-ую тарелку, расход ЛКГ 15 м3/ч, подача на верх колонны). В табл. 13 представлено относительное отклонение в количественном составе сухого газа от базового варианта.
На основании данных, представленных в табл. 11 — 13, оптимальным оказывается IV проектный вариант (орошение смесью Т. Б. и ЛКГ, расход Т. Б. 20 м3/ч, подача на 7-ую тарелку, расход ЛКГ 15 м3/ч, подача на верх колонны). Сравнение отборов от потенциала базового и выбранного проектных вариантов представлено в табл. 14.
Отборы от потенциала основных неорганических соединений, а также метана в проектном варианте превышают 99% и близки к отборам в базовом варианте. Снижение количества сероводорода можно считать положитель-
Таблица 10
Распределение давления и температуры по высоте колонны
Ступень Давление Температура
I II III IV I II III IV
15 1000.28 1000.28 1000.28 1000.28 58.08 56.60 58.13 58.07
14 1002.40 1002.40 1002.40 1002.40 62.82 62.77 62.89 63.05
13 1004.52 1004.52 1004.52 1004.52 64.05 64.96 63.93 64.17
12 1006.65 1006.65 1006.65 1006.65 64.33 65.66 63.90 64.16
11 1008.77 1008.77 1008.77 1008.77 64.27 65.64 63.46 63.72
10 1010.89 1010.89 1010.89 1010.89 64.06 65.15 62.76 62.99
9 1013.02 1013.02 1013.02 1013.02 63.75 64.14 61.73 61.90
8 1015.14 1015.14 1015.14 1015.14 63.39 62.26 60.03 60.07
7 1017.26 1017.26 1017.26 1017.26 62.95 58.29 56.58 56.30
6 1019.39 1019.39 1019.39 1019.39 62.43 59.03 57.27 57.84
5 1021.51 1021.51 1021.51 1021.51 61.79 58.45 56.59 57.61
4 1023.63 1023.63 1023.63 1023.63 60.96 57.35 55.44 56.68
3 1025.75 1025.75 1025.75 1025.75 59.83 55.79 53.94 55.23
2 1027.88 1027.88 1027.88 1027.88 58.11 53.42 51.76 52.97
1 1030.00 1030.00 1030.00 1030.00 55.07 48.85 47.64 48.58
Таблица 11
Распределение нагрузок по высоте колонны
Ступень Расход жидкости, м3/ч Расход пара, м3/ч
I II III IV I II III IV
15 22.60 22.04 16.65 16.59 91.89 86.88 87.42 86.44
14 22.93 22.30 16.87 16.81 94.49 88.92 89.07 88.03
13 23.03 22.41 17.00 16.94 94.82 89.18 89.29 88.25
12 23.10 22.52 17.13 17.08 94.92 89.29 89.42 88.38
11 23.17 22.67 17.30 17.25 94.99 89.40 89.55 88.52
10 23.25 22.91 17.54 17.50 95.06 89.55 89.72 88.69
9 23.33 23.34 17.95 17.93 95.13 89.79 89.96 88.94
8 23.43 24.29 18.82 18.87 95.22 90.22 90.37 89.37
7 23.55 41.68 36.28 41.98 95.32 91.17 91.24 90.31
6 23.70 42.14 36.73 42.56 95.44 93.56 93.70 93.42
5 23.89 42.38 36.99 42.85 95.58 94.01 94.15 94.00
4 24.16 42.64 37.26 43.12 95.78 94.26 94.41 94.29
3 24.59 43.05 37.68 43.54 96.05 94.51 94.68 94.56
2 25.40 44.03 38.64 44.50 96.48 94.93 95.10 94.98
1 27.37 47.38 41.84 47.82 97.29 95.91 96.06 95.94
Таблица 12
Количественный состав сухого газа
Показатель I II III IV
Количество сухого газа, кг/ч 25045.2882 24809.1386 24833.1210 24771.3571
Количество жирного газа, кг/ч 13227.0776 11856.14906 11967.14314 11655.06856
Количество бензиновой фракции, кг/ч 2803.7193 1461.759467 1656.919928 1482.386853
Количество тяжелой фракции, кг/ч 15.1938 11.2917 11.9643 11.9180
Суммарное количество жирного газа и бензиновой фракции, кг/ч 16030.7968 13317.9085 13624.0631 13137.4554
Суммарное количество газа, кг/ч 41091.2789 38138.3388 38469.1484 37920.7305
Относительное отклонение состава сухого газа от базового варианта
Показатель II III IV
Сухой газ 0.94 0.85 1.09
Жирный газ 10.36 9.53 11.88
Бензиновая фракция 47.86 40.90 47.13
Тяжелая фракция 25.68 21.26 21.56
Жирный газ и бензиновая фракция 16.92 15.01 18.05
Суммарное количество газа 7.19 6.38 7.72
Таблица 14
Сравнение базовых и проектных отборов компонентов от потенциала
Компонент Потенциальное содержание компонента, кг/ч Содержание компонента ( базовый вариант ), кг/ч Отбор от потенциала, % Содержание компонента (проектный вариант ), кг/ч Отбор от потенциала, %
Метан 7239.28 7215.174 99.67 7178.574 99.16
Этан 4379.89 4310.709 98.42 4202.459 95.95
Этилен 5358.33 5299.481 98.90 5208.142 97.20
Сероводород 197.20 191.9628 97.35 184.9774 93.80
Кислород 264.97 264.3394 99.76 263.434 99.42
Водород 229.98 229.8454 99.94 229.6541 99.86
Азот 5784.42 5778.006 99.89 5768.37 99.72
Монооксид углерода 279.97 279.6008 99.87 279.0406 99.67
Диоксид углерода 1489.80 1476.17 99.09 1456.706 97.78
ным аспектом, т.к. при этом снижается расход абсорбента на секции аминовой очистки.
Таким образом, в ходе работы был подтвержден тезис о более эффективной работе газофракцонирующего блока с циркуляцией потока. Предложенное техническое решение основано на использовании дополнительного доабсорбента. Были проведены множественные моделирования, направленные на нахождение оптимальных параметров процесса: оптимальной тарелки подачи промежуточного доабсорбента, температуры сырьевого газа, расхода доабсорбентов. Полученные результаты позволяют сократить унос фракции жирно-
го газа на 11.88%, бензиновой фракции на 47.13%, тяжелой фракции на 18.09% от базового варианта при сохранении отборов неорганических соединений и метана на уровне более 99.1%. Снижение отбора сероводорода с близким по значению отбором оксидов углерода позволит снизит расход регенерированного раствора амина и снизить показатели сероводородной коррозии. Предложенное решение достаточно легко может быть реализовано в ходе текущего или капитального ремонта установки без высоких капитальных затрат, при этом эксплуатационные затраты практически не изменятся.
Литература
1. Нурмухаметова Э.Р., Ахметов А.Ф., Рахматул-лин А.Р. Исследование бензина каталитического крекинга // Нефтегазовое дело.— 2014.— №2.- С.181-193.
2. Ахметов С.А., Сериков Т.П., Кузеев И.Р., Бая-зитов М.И. Технология и оборудование процессов переработки нефти и газа.- СПб.: Недра, 2006.- 868 с.
3. Шарипов Р. А., Сидоров Г.М., Зиннатуллин Р.Р., Дмитриев Ю.К. Роль процесса каталитического крекинга в производстве высокооктановых автомобильных бензинов // Современные проблемы науки и образования.- 2015.- №1 (часть 1). URL: https://science-education.ru/ ru/article/view?id=18061.
4. Meyers R.A. Handbook of petroleum refining processes.- NY.: McGraw-Hill, 2004.- 847 p.
References
1. Nurmukhametova E.R., Akhmetov A.F., Rakhmatullin A.R. Issledovanie benzina kataliticheskogo krekinga [Investigation of catalytic cracking gasoline]. Neftegazovoe delo [Oil and gas business], 2014, no.2, pp.181-193.
2. Ahmetov S.A., Serikov T.P., Kuzeev I.R., Bayazitov M.I. Tekhnologiya i oborudovanie protsessov pererabotki nefti i gaza [Technology and equipment for oil and gas processing]. St. Petersburg, Nedra Publ., 2006, 868 p.
3. Sharipov R.A., Sidorov G.M., Zinnatullin R.R., Dmitriev Yu.K. Rol' protsessa kataliticheskogo krekinga v proizvodstve vysokooktanovykh avtomobil'nykh benzinov [Role of the process of catalytic cracking in the production of high-octane automobile gasolines]. Sovremennye problemy nauki i obrazovaniya [Modern problems of science and education], 2015, no.1 (pfrt 1). URL: https://science-education.ru/ru/ article/view?id=18061.
4. Meyers R.A. [Handbook of petroleum refining processes]. NY, McGraw-Hill Publ., 2004, 847 p.
