И. М. ГОИХРАХ и Н. Б. ПИНЯГИН
ХИМИЯ И ТЕХНОЛОГИЯ
ИСКУССТВЕННОГО жидкого
ТОПЛИВА
ВТОРОЕ, ПЕРЕРАБОТАННОЕ
И ДОПОЛНЕННОЕ ИЗДАНИЕ
Лопмщено Управлением учебных заведений
Министерства нефтяной промышленности,
в качестве учебного пособия
для мчащихся техникумов
Х.1-СЗОР
V I
-14 С.- :»
ГОСУДАРСТВЕННОЕ НАУЧНО-ТЕХНИЧЕСКОЕ ИЗДАТЕЛЬСТВО
НЕФТЯНОЙ И ГОРНО-ТОПЛИВНОЙ ЛИТЕРАТУРЫ
Моск в а
19 5 4
А И И О Т А Ц И Я
В книге изложены основные вопросы химии и технологии
искусственного жидкого топлива.
Даются краткие сведения о месторождениях твердого
топлива в СССР и о механической переработке угля: грохоче-
нии, дроблении, обогащении и брикетировании. Рассматри-
ваются процессы: сухой перегонки твердого топлива, газифи-
кации топлива и получения водорода, синтеза жидких топлив
из газов, деструктивной гидрогенизации топлив, получения
высокосортных бензинов и переработки заводских сточных
вод.
Книга является учебным пособием для учащихся техни-
кумов и может быть также использована средним техническим
персоналом заводов искусственного жидкого топлива.
Рецензенты: 1) Ленинградский нефтетехнологи-
•	ческий техникум им. Менде-
леева— канд. химич. наук Ле-
вин С. 3. и инж. Эрих В. Н.;
2) проф. Рапопорт И. Б.
ПРЕДИСЛОВИЕ
Настоящая книга предназначается в качестве учебного пособия
по химии и технологии искусственного жидкого топлива для уча-
щихся специальных техникумов, где осуществляется подготовка
среднего технического персонала для заводов искусственного жид-
кого топлива.
Книга состоит из семи частей: 1. Сырье и его предварительная
подготовка. 2. Процессы сухой перегонки топлива и переработки
смол. 3. Отопительные и технологические газы, их получение и
характеристика. 4. Синтез моторных топлив из газов. 5. Деструк-
тивная гидрогенизация топлив. 6. Получение высокосортных авиа-
ционных бензинов. 7. Переработка сточных вод заводов искусст-
венного жидкого топлива.
Такой обширный круг вопросов, включенных в книгу, вызван
многочисленностью и разнообразием применяемых на современных
крупных заводах искусственного жидкого топлива процессов и
методов производства, с которыми учащиеся должны быть озна-
комлены.
В книге основное внимание уделено вопросам технологии
с учетом преимущественного направления работ, которые пред-
стоит выполнять большинству учащихся по окончании ими тех-
никума.
Во 2-е издание книги внесен ряд дополнений, главным образом
в части материальных и тепловых балансов процессов, новых мето-
дов газификации топлив, производства катализаторов и новых
направлений в области синтеза углеводородов и гидрогенизации
топлив. Расширены разделы, относящиеся к шахтным печам и от-
делениям конденсации заводов полукоксования и к переработке
сточных вод. Значительно сокращены разделы по предварительной
подготовке угля, по коксованию топлив и переработке смол, как не
являющиеся особо необходимыми в данном курсе.
Книга в целом (1-е издание) подверглась просмотру с перера-
боткой и частичными дополнениями отдельных параграфов в целях
замены устаревших данных и устранения замеченных неясностей
или неточностей.
Авторы просят замечания по книге направлять по адресу.
Москва, Третьяковский проезд, 1/19, Гостоптехиздат.
ВВЕДЕНИЕ
Бурный рост социалистической промышленности, транспорта
и сельского хозяйства СССР вызвал огромную потребность в жид-
ком моторном топливе.
Это топливо дает нефтяная промышленность Советского Союза.
Наша страна является не только родиной нефтяного дела, но и стра-
ной, располагающей лучшей и самой передовой нефтяной техникой,
основанной на работах многих русских и советских ученых и инже-
неров.
Первые в мире нефтеперегонные заводы для получения про-
дукта типа керосина были построены в России: на Ухте в 1745 г.
(Ф. Прядуновым), в Моздоке в 1823 г. (бр. Дубиниными).
Русским ученым и инженерам принадлежит первенство в на-
учных работах по исследованиям нефти и в создании и разработке
основных процессов переработки нефти.
Первые наиболее значительные исследования химического со-
става нефти принадлежат В. В. Марковникову, который открыл
нафтеновые углеводороды нефти и разработал методику исследова-
ния нефтяных фракций.
Всесторонние исследования нефти принадлежат Л. Г. Гурвичу,
классический труд которого «Научные основы переработки нефти»
сохранил свое значение и по настоящее время.
В целом работы таких русских и советских ученых, как
В. В. Марковников, Л. Г. Гурвич, М. И. Коновалов, Н. С. Оглоб-
лин, Н. Д. Зелинский, С. С. Наметкин, имеют мировое значение.
Переходя к отдельным процессам переработки нефти, следует
указать, что разработка процесса термического крекинга со строи-
тельством промышленных установок осуществлена впервые в Рос-
сии в результате работ А. А. Летнего (1875 г.), В. И. Рагозина
(1879 г.), Д. И. Менделеева, Алексеева (1885 г.) и В. Г. Шухова,
Гаврилова (1891 г.) и Никифорова (1895 г.).
Первые полузаводские установки по крекингу появились в США
только в 1913—1916 гг., т. е. позднее на 25 лет, чем в
России.
Первые работы по процессу каталитического крекинга были
проведены русскими учеными — Г. Г. Густавсоном, Н. Д. Зе-
5
линским, Л. Г. Гурвичем u С. В. Лебедевым. Эти работы явились
основой современных установок каталитического крекинга.
Советские ученые Б. А. Казанский, А. Ф. Плате и
Б. Л. Молдавский разработали оригинальный процесс каталити-
ческой ароматизации.
Директивами XIX съезда партии по пятому пятилетнему плану
развития СССР на 195]—1955 гг. предусматривается рост добычи
нефти в 1955 году, по сравнению с 1950 годом, на 85%, значитель-
ное увеличение переработки нефти и развитие производства искус-
ственного жидкого топлива.
Необходимость одновременно со значительным ростом нефтя-
ной промышленности развития в нашей стране и промышленности
искусственного жидкого топлива объясняется целесообразностью
организации производства моторного топлива в районах, значи-
тельно удаленных от источников нефти, с целью избежать даль-
них перевозок п возможностью получения при помощи методов,
применяемых в промышленности искусственного жидкого топлива,
моторного топлива весьма высокого качества.
В создании и развитии химии и технологии искусственного
жидкого топлпва важное место принадлежит русским и советским
ученым.
Работы Н. Д. Зелинского, С. С. Наметкина, Е. И. Орлова,
Б; А. Казанского, А. Д. Петрова, А. В. Фроста, А. Ф. Плате,
Н. М. Караваева, А. Ф. Добрянского, И. Б. Рапопорта,
М. С. Немцова, Б. Л. Молдавского, В. И. Каржева, Д. И. Ороч-
ко, А. Н. Башкирова и многих других советских исследователей
неразрывно связаны с открытиями и рядом исследований, являю-
щихся основой процессов получения искусственного жидкого топ-
лива.
Жидкое топливо применяется для сжигания в двигателях вну-
треннего сгорания — карбюраторных и дизельных, а также в реак-
тивных двигателях.
Из условий применения в тех пли иных двигателях мотор-
ного топлива вытекают требования, которые к нему предъ-
являются.
Рабочий процесс в карбюраторном двигателе заключается в том,
что в цилиндр двигателя засасывается смесь воздуха и паров топ-
лива, которое здесь сгорает, а выделившееся при этом тепло пре-
вращается в работу, передаваемую на коленчатый вал двигателя.
Вращательное движение коленчатого вала преобразуется затем
при помощи ряда механизмов в другие виды движения: вращатель-
ное с иной скоростью, поступательное, возвратно-поступательное
и др.
Сгорание топлива идет по следующим реакциям:
С 4- О2 —>СО2,
2Н2 О2->2Н.,О,
CnHm + (n + -^O2^nCO2 + ^- Н3О.
в
Работа двигателя (четырехтактного) может быть разбита на
четыре стадии или такта:
1-й такт — всасывание в цилиндр рабочей смеси воздуха и
паров топлива;
2-й такт — сжатие поршнем цилиндра рабочей смеси до
7—10 ат, зажигание от запальной искры, воспламенение и сгора-
ние рабочей смеси, в результате чего в цилиндре развивается давле-
ние 30—40 ат~,
3-й такт — движение поршня под действием этого давления,
расширение газов и снижение давления к концу хода поршня до
4—5 ат;
4-й такт — выталкивание продуктов сгорания в атмосферу.
Рабочая смесь, т. е. смесь воздуха и бензина (на 1 кг бензина—
12—13 лс3 воздуха), образуется в особом приборе — карбюраторе,
который служит для перевода топлива из жидкого в парообразное
состояние. При этом бензин подается в поток воздуха через калибро-
ванные отверстия — жиклеры.
Полнота испарения в карбюраторе определяется упругостью
паров топлива и чем последняя выше, тем полнее топливо испа-
ряется.
При тяжелом, трудно испаряемом топливе в рабочей смеси
остается капельно-взвешенное топливо. В этом случае двигатель
начинает плохо работать вследствие неоднородности поступаю-
щей в цилиндр смеси и неполноты сгорания топлива, часть кото-
рого уходит с выхлопными газами. Кроме того, часть топлива осе-
дает на стенках цилиндра, смывая и разбавляя смазочное масло.
Поэтому предъявляется требование, чтобы топливо имело до-
статочно низкую температуру начала кипения и чтобы основная
часть его выкипала при соответствующей невысокой темпера-
туре.
Однако упругость паров топлива не должна быть слишком вы-
сокой, так как начинается его испарение до поступления в карбю-
ратор, вследствие чего в бензопроводе образуются газовые пробки,
прекращающие доступ топлива в карбюратор.
Это имеет особо важное значение для авиационных топлив.
Для этих топлив нормируется нижний предел и допустимый макси-
мум упругости паров при определенной температуре.
Из других основных требований, которые предъявляются к
топливу для карбюраторных двигателей, наиболее существенны
следующие.
1.	Фракционный состав. В большинстве техниче-
ских условий содержатся показатели начала кипения, выкипания
при соответствующих температурах 10, 50 и 90% от взятого объема,
конца кипения, величины остатка и потерь.
Температуры начала кипения и 10%-ного выкипания опреде-
ляют пусковые свойства топлива, т. е. легкость запуска мотора.
Температура 50%-ного выкипания показывает, насколько
быстро холодный двигатель может перейти на большое число обо-
ротов без нарушения нормальной работы двигателя.
7
Температура 90%-ного выкипания определяет полноту испаре-
ния топлива при соответствующей температуре; остаток при пере-
гонке характеризует неиспаряющуюся часть топлива, а потери,
которые должны быть минимальными, указывают количество на-
ходящихся в бензине неконденсирующихся при его разгонке угле-
водородных газов.
2.	Стабильность. Стабильность характеризует неизме-
няемость светлого моторного топлива при его длительном хранении
(на свету и при соприкосновении с воздухом).
Нестабильные бензин и лигроин при хранении окисляются,
темнеют, приобретают часто неприятный запах и начинают выде-
лять смолистые вещества. Все эти изменения делают топливо не-
пригодным, так как оно вызывает коррозию (разъедание) частей
двигателя и образование нагаров в цилиндре при попадании в него-
смолистых веществ.
Нестойкие примеси топлива удаляются из него путем очистки
серной кислотой или другими методами. Кроме того, для предохра-
нения топлива от окисления к нему добавляют в незначительных
количествах антиокислители — ингибиторы (например, фенолы дре-
весной смолы, гидрохинон и др.).
Для определения стабильности моторного топлива пробу его
подвергают окислению кислородом при температуре 100° и давле-
нии 7 ат, фиксируя при этом продолжительность (в минутах) со-
противления топлива окислению. Этот показатель называют пе-
риодом задержки окисления (индукционным периодом). Если он
составляет, для примера, 240 мин., то это указывает на возможность
хранения данного топлива в течение 6—12 мес.
Производят также определение наличия в топливе фактических
смол, содержание которых не должно превышать 2 мг на 100 мл
продукта.
3.	Сера. Наличие в моторном топливе активной, вызываю-
щей коррозию серы (в виде сероводорода, серы, меркаптанов) не
допускается. Для общего содержания серы в авиационных бензи-
нах существует предельная норма — 0,05%\
4.	Детонация. Для оценки моторного топлива важное
значение имеет свойство его в большей или меньшей мере детони-
ровать, т. е. вызывать жесткую неустойчивую работу двигателя,
сопровождающуюся понижением его мощности (и увеличением
удельного расхода топлива) и усилением изнашиваемости.
Как было*ранее указано, в цилиндре карбюраторного двигателя
производится сжатие смеси паров топлива с воздухом. Степенью
сжатия называется отношение объема (FJ смеси при нахождении
поршня цилиндра в верхней мертвой точке (т. е. до сжатия) к
объему (F2) смеси при нахождении поршня в нижней (т. е. после-
сжатия).
1 В автомобильном бсвзинс из сернистых нефтей допускается содержа-
ние серы до 0,4%.
8
Термический коэффициент полезного действии (к. п. д.) двига-
теля для смеси топлива с воздухом (при 20%-ном избытке послед-
него) определяется по формуле
= 1 ГлужГ ’
где т]— коэффициент полезного действия;
Vi
с=-—5----степень сжатия.
*' 2
Согласно этому уравнению увеличение степени сжатия приво-
дит к повышению к. п. д. двигателя (мощность которого также уве-
личивается).
Однако увеличение степени сжатия имеет и отрицательные
стороны, которые ограничивают пределы возможного ее повыше-
ния. Так, в этом случае значительно возрастает давление при после-
дующей вспышке смеси:
Степень сжатия...........I	4,0 I 5,0 | 6,0 I 7,0 I 8,0
Давление вспышки (в %) . . | 74 [100 [128 | 157 | 185
Такое резкое увеличение давления в цилиндре вызывает необ-
ходимость в увеличении прочности, т. е. размеров и веса деталей
двигателя.
Скорость распространения пламени в цилиндре, составляю-
щая обычно несколько метров в секунду, может достигнуть при
большой степени сжатия 2000—3000 м/сек. Это явление называется
горением с детонацией; внешне оно выражается в появлении сту-
ков в цилиндре двигателя, которые возникают при определенной
для данного двигателя и для данного сорта топлива степени сжатия.
Детонация вызывает помимо понижения мощности двигателя и
увеличения удельного расхода топлива неустойчивую работу, пе-
риодическую тряску и усиленную изнашиваемость двигателя, вы-
бивание прокладок, перегрев цилиндров, пригорание поршневых
колец, задирание поршней, перегрев и коробление выхлопных
клапанов, растрескивание вкладышей подшипников и т. д.
Моторные топлива различного химического состава отличаются
друг от друга по своей склонности к детонации (на которую влияют
также конструкция двигателя и режим сжигания топлива).
Из углеводородов, входящих в состав моторного топлива, наи-
менее склонны к детонации ароматические углеводороды и развет-
вленные алканы (изопарафиновые углеводороды). Затем идут
цикланы и алкены (нафтеновые и олефиновые углеводороды). Наи-
большая детонация свойственна алканам (парафиновым углеводо-
родам) нормального строения.
Склонность топлива к детонации характеризуется так называе-
мым октановым числом.
Углеводород изооктан мало склонен к детонации и его октано-
вое число принимают равным 100. Октановое число другого угле-
водорода — нормального гептана, весьма склонного к детонации,
принимают равным нулю. В смесях изооктана и гептана склонность
9-
к детонации уменьшается с увеличением процента изооктана в
смеси, что позволяет соответственно увеличить степень сжатия в
моторе, не допуская детонации.
Для определения октанового числа моторного топлива его испы-
тывают в специальном одноцилиндровом двигателе с переменной
степенью сжатия, определяя при этом ту степень сжатия, при кото-
рой начинается детонация.
Процент изооктана в смеси его с гептаном, которая начинает
детонировать при той же степени сжатия, является октановым
числом испытываемого топлива.
Так, если указывают, что октановое число данного сорта бен-
зина равно 74, то это означает, что этот бензин в отношении склон-
ности к детонации соответствует смеси изооктана с гептаном, в
которой содержание изооктана составляет 74%, а гептана 26%.
Для примера укажем, что октановое число нормального парафи-
нового углеводорода — гексана — равно 29, нафтенового углеводо-
рода — циклогексана — 85,5, а ароматического углеводорода —
бензола — 101,0.
Для получения моторных топлив с высоким октановым числом
(т. с. мало склонных к детонации), которые требуются для совре-
менных двигателей, особенно авиационных, вводят в состав топ-
лива специальные высокооктановые компоненты, состоящие из
изоалканов и ароматических углеводородов. Кроме того, для повы-
шения октанового числа топлив применяют специальные к ним
присадки — антидетонаторы, из которых наибольшее распростра-
нение получил тетраэтилсвинец — (С2Н5)4РЬ, — или сокра-
щенно ТЭС.
ГЭС добавляют к бензину в виде этиловои жидкости (но более
3—4 мл на 1 кг бензина), представляющей собой смесь из 58% вес.
тетраэтилсвинца, 36% дибромэтана и 6% авиационного бензина,
или 54% ТЭС, 33% бромистого этила, ~ 7% а-монохлорнафталина
и ~ 6% авиационного бензина.
ТЭС очень ядовит, и применение его требует выполнения ряда
мер предосторожности, предусмотренных специальными прави-
лами. Для отличия бензинов, содержащих этиловую жидкость,
последняя окрашивается в темносиний или красный цвет.
Помимо описанного так называемого моторного метода опре-
деления октанового числа существуют другие методы испытания
топлив — 1С и ЗС, появление которых было вызвано необходи-
мостью испытания высококачественных топлив для авиационных
двигателей с учетом особых условий работы последних. Так, метод
ЗС воспроизводит условия форсированной работы авиационного
мотора на богатой горючим смеси.
Основным отличием дизельных двигателей от карбюраторных
является то, что сгорание топлива в цилиндре происходит не от
зажигания искрой, а от самовоспламенения за счет высокой темпе-
ратуры (до 600°), развиваемой в цилиндре при сжатии воздуха
до 30—32 ат. При этом топливо подается в цилиндр в жидком рас-
пыленном виде.
.10
Дизельные двигатели могут работать па более тяжелых сортах
топлива (соляровые масла и др.), так как при высокой температуре
в цилиндре испаряется и высококипящее топливо.
К дизельному топливу предъявляются следующие основные
требования.
Фракционный состав. Обычно топливо должно ки-
петь в пределах 200—350°.
Коксовое число. В дизельном топливе могут находиться
смолистые вещества, которые дают нагар и отложения кокса в ци-
линдре. Наличие смолистых веществ характеризуется определяе-
мым по методу Конрадсона коксовым числом, которое не должно пре-
вышать 0,1 для авиационного и автотракторного дизельных топлив.
Сера. Содержание серы в дизельном топливе не должно пре-
вышать 0,2—0,5%
Вязкость. Этот показатель имеет для дизельного топлива
важное значение в связи с необходимостью бесперебойной подачи
топлива в двигатель. Вязкость различных видов топлива должна
быть в пределах от 1,15 до 1,70 градусов условной вязкости при 20°
и до 9,0 градусов условной вязкости при 50° для топлива тихоход-
ных двигателей.
Температура застывания дизельного топлива должна соответ-
ствовать условиям его применения: для тракторов и стационарных
дизелей — минус 35° для зимнего сорта и не выше минус 10° для
летнего, для авиационных двигателей — минус 60°.
Цетановое число. Воспламенение впрыснутого в ци-
линдр двигателя топлива происходит в тот момент, когда количе-
ство тепла, выделяющегося при реакции окисления топлива кисло-
родом воздуха, начинает превышать потери тепла в окружающую
среду.
Увеличение длительности этого периода, который называется
«периодом задержки воспламенения», зависит в значительной мере
от температуры воспламенения данного топлива и приводит к
жесткой работе двигателя, образованию высоких давлений в ци-
линдре, повышенному износу двигателя, стуку в цилиндрах, т. е.
к явлениям, аналогичным детонации в карбюраторных двигателях.
Соответствующие свойства дизельного топлива характеризу-
ются цетановым числом.
Цетановое число дизельного топлива определяется процентным
содержанием углеводорода цетана (С16Н34) в смеси его с а-метил-
нафталином, равнозначной по своим свойствам данному топливу.
Лучшим видом дизельного топлива являются фракции, содержа-
щие алканы с низкой температурой воспламенения, а наихуд-
шим — содержащие ароматические углеводороды.
Цетановое число дизельного топлива составляет обычно 40—50
и выше.
Ввиду того, что дизельные двигатели менее требовательны к топ-
ливу, чем карбюраторные, и более экономичны, современная тех-
ника стремится к развитию применения дизелей вплоть до уста-
новки их на самолетах.
11
Задачу значительного увеличения скорости полета разрешило
применение реактивных двигателей. Скорость реактивных самоле-
тов достигает 1100 км)час (т. е. скорости звука).
В отличие от других двигателей, являющихся двигателями вспо-
могательных механизмов (автомобильный — двигателем колес, авиа-
ционный — двигателем винта), реактивный двигатель сам создает
реакцию, являющуюся источником движения, и поэтому его назы-
вают двигателем прямой реакции.
Учитывая условия каждой стадии применения топлива (хране-
ние, прокачиваемость, распыление в форсунке, сгорание и прохо-
ждение продуктов сгорания) и условия среды, в которой находится
самолет, к топливу для реактивных двигателей предъявляются сле-
дующие основные требования:
1)	высокая теплотворность (учитывая большой расход топ-
лива — 2000 л/час и более);
2)	отсутствие в составе топлива и в продуктах его сгорания
вредных и коррозийно-активных компонентов;
3)	легкая прокачиваемость при любых условиях и, в частности,
при низких температурах, которая определяется температурой
застывания и вязкостью топлива;
4)	соответствующая температура- кипения (возможность на-
дежного запуска двигателя при низких температурах);
5)	отсутствие растворенной воды;
6)	устойчивое горение (при наименьшей его зоне) и полное сго-
рание;
7)	стабильность в условиях длительного хранения;
8)	минимальная пожароопасность;
9)	малая склонность к нагарообразованию.
Топливо не должно содержать твердых примесей, воды и серы,
чтобы избежать нарушений работы топливоподающей системы и
вредного влияния продуктов сгорания.
К топливу для реактивных двигателей не предъявляется ни-
каких требований в отношении детонационной стойкости.
Для реактивных двигателей чаще всего применяют топлива
типа керосина.
Промышленность искусственного жидкого топлива дает воз-
можность производить моторное топливо для разных двигателей,
причем применяемые методы производства обеспечивают высокое
качество этого топлива.
В настоящей книге описаны сырье для заводов искусственного
жидкого топлива (главным образом уголь) и предварительная под-
готовка угля, процессы сухой перегонки твердого топлива (глав-
ным образом полукоксования), вопросы получения и очистки ото-
пительного и технологических газов, в том числе водорода, произ-
водство синтетического жидкого топлива из газов, процессы де-
структивной гидрогенизации топлива, методы получения высоко-
качественного авиатоплива (процессы ароматизации и алкилиро-
вания) и методы очистки заводских сточных вод.
ЧАСТЬ ПЕРВАЯ
СЫРЬЕ И ЕГО ПРЕДВАРИТЕЛЬНАЯ
ПОДЕ О ТО В К А.
Глава I
КРАТКИЙ ОБЗОР ТОПЛИВ СССР КАК СЫРЬЯ ДЛЯ
ХИМИЧЕСКОЙ ПЕРЕРАБОТКИ И ГАЗИФИКАЦИИ
§ 1.	Угольные месторождения СССР
Советский Союз располагает огромными запасами каменных
и бурых углей и других видов твердого топлива — горючих слан-
цев и торфа.
Угольная промышленность Советского Союза развивается высо-
кими темпами.
Уже в 1928 г. в СССР было добыто 35,5 млн. тонн угля против
29,1 млн. тонн в 1913 г.
В первой пятилетке добыча угля возросла в 1,8 раза, за вторую
пятилетку — в 2 раза, а в 1940 г. она достигла уже 166 млн. тонн.
Пятилетним планом восстановления и развития народного хо-
зяйства СССР на 1946—1950 гг. была предусмотрена добыча угля
в 1950 г. в количестве 250 млн. тонн.
Директивами XIX съезда партии по пятому пятилетнему плану
развития СССР на 1951—1955 годы предусматривается рост добычи
угля в 1955 г. по сравнению с 1950 г. на 43% и наряду с ростом
добычи предлагается улучшить качество угля, значительно рас-
ширив его обогащение (примерно в 2,7 раза) и брикетирование.
За годы пятилеток произошли крупные сдвиги в размещении
угольной промышленности. Наряду со значительным развитием
таких угольных бассейнов, как Кузнецкий, Подмосковный и Кара-
гандинский, организована добыча угля в ряде новых месторожде-
ний и районов, как, например, Буреинском (Хабаровский край),
Башкирской АССР, Казахской ССР, Киргизской ССР и др.
Одновременно угольная промышленность СССР преобразована
в высокомеханизированную отрасль, оснащенную созданными со-
ветскими учеными и инженерами наиболее совершенными меха-
низмами (врубовые машины, угольные комбайны, механизмы для
откатки и выдачи угля и т. д.), с отказом от применения тяжелого
и изнурительного ручного труда. СССР занимает первое место
в мире по механизации всех процессов добычи угля.
1:
Угольные месторождения имеются г большинстве районов
Советского Союза. В дальнейшем изложении приводятся краткое
описание и характеристика месторождений с указанием углей,
пригодных для химической переработки методами коксования,
полукоксования, газификации и деструктивной гидрогенизации.
Донецкий бассейн. Донецкий каменноугольный бассейн нахо-
дится в пределах Украинской ССР и отдельных районов Ростов-
ской области РСФСР.
Угли Донбасса относятся к каменным углям и для них принята
техническая классификация, приведенная в табл. 1.
Техническая классификация донецких углей
Таблица 7
№ и/п	CupT УГЛЯ	Марки угля	Выход летучих на горючую массу, %	Характеристика кокса
1	Длипнопламениый	д	Более 42	Порошкообразный пли слипшийся
о	Газовый			г	3 — 45	Спекшийся, сплавлен- ный, иногда вспучен- ный, рыхлый
3	Паропично-жпрнып . .	пж	2(5- -35	Спекшийся, сплавлен- ный. плотный пли уме- ренно плотный
4	Коксовый .....	!	к	18—2(5	То же
	lldpu 1111'111 и CliVJtUlUlHilMCH		Менее 17	»
(5	Тощий		т		Порошкообразный или слипшийе я
Для антрацитов Донбасса, подвергаемых обычно сортировке
по размерам кусков, принято разделение на следующие сорта:
Байтный..............  АН,
Крупный орех............АК
Мелкий орех.............ХМ
Семячко .'..............АС
Штыб . .................\Ш
Рядовой ...............АРШ
размер куска более 100 мм		
»	»	100—25 »
»	ц	25—13 » 13—(5 »
»	»	(5—0 »
»	»	от 0 и более
Наличие (в недрах) угля отдельных марок составляет в процен
тах, ®т общих угольных запасов Донецкого бассейна:
Длипнопламениый . . ........................
Газовый ....................................
Иаровично-жирный ... .......................
Коксовый....................................
Паровично-спекающийея.......................
Тощий ..............................•	. . . .
Антрацит....................................
г —
11Ж — 10,8
К— 4,2
ПС— 7,(5
Т — 17,0
А — 30,2
Итого . . — 100,0
14
Из этих данных следует, что почти половина донецких углей
относится к тощим углям и антрацитам, которые используются
как энергетическое топливо и частично для газификации.
Характеристика донецких углей и углей других мосторожде-
ний по содержанию влаги в рабочем топливе (IV1'). содержанию
золы и серы, считая на сухое топливо (Ас и 5е), выходу летучих
веществ на горючую массу (I1) и низшей теплотворности рабочего
топлива ((Д) приведены в табл. 2 \ В этой же таблице указаны
данные элементарного состава горючей массы углей.
Кроме использования для энергетических целей донецкие угли
применяются в значительном количестве для коксования (марки К,
ПЖ и ПС) и газификации (остальные марки).
Некоторые угли, например лисичанские длиннопламенные,
пригодны для полукоксования (выход первичной смолы 10—
11%).
Украинские бурые угли. На территории Украины имеется не-
сколько районов с месторождениями бурых углей. Наиболее раз-
веданы Семеновско-Александрийское, Кировоградское, Звени-
городское, Днепропетровское и Юрковское месторождения.
Украинские бурые угли применяются как энергетическое топ-
ливо. Однако такие угли, как семеновско-александрийские (ниж-
ний пласт с содержанием золы 15—18%), пригодны для химической
переработки — полукоксования (выход смолы до 15%) и получения
восков.
Кузнецкий бассейн. Кузнецкий угольный бассейн является
одним из крупнейших не только в СССР, но и во всем мире.
Применительно к технической классификации донецких углей
угли Кузбасса могут быть отнесены к каменным углям различных
марок — от длиннопламенных до тощих включительно.
В состав Кузнецкого бассейна входят районы Анжеро-Суджен-
ский, Ленинский, Кемеровский, Прокопьевский, Киселевский, Оси-
новский и Араличевский.
Угли Анжеро-Судженского района приближаются к углям
марки ПС.
В Ленинском районе добываются угли марок Г и Д.
Угли Кемеровского района относятся к маркам ПЖ, К и ПС.
В Прокопьевском районе имеются высококачественные угли
для коксования (К) и слабоспекающиеся (марка СС), которые
могут быть использованы для доменного процесса взамен кокса.
Угли Киселевского района относятся к углям марок К, ПС
и СС, Осиновского района — к марке ПЖ и Араличевского
района — к марке Т.
Некоторые угли Киселевского и Осиновского районов исполь-
зуются для коксования.
1 Анализы углей в табл. 2 и в дальнейшем тексте главы I приняты, за
редким исключением, по данным А. И. Карелина «Состав и качество топ-
лив СССР», Госэнергоиздат, 1940.
1,>
Таблица 2
Характеристики углей СССР
Угольные бассейны, месторождения, районы, марки	Технический анализ					Элементарный состав			
	WP, %	Ас, %	8е, %	vr, %	H ккал j кг				
						Сг, %	нг, %	Nr, %	0’’, %
Донецкий бассейн					i			!	1
Марка Д 		12,5	13,5	4,3	43,0	5440	76,0	•i,5	1,6	112,2
Г	...	5,5	1 13,0	3,4	39,0	! 6305	81,0	5,4	1,5	8,3
» пж[( . 	3,5	) 15,5	2,5	30,0	| 6580	85,0	5,1	1,5	5,6
(для коксова- ния)					1				
>, ПЖэн   (для энергети-	3,5	; 20,0	3,9	32,0	6155	83,0	5,1	1,5	. 5,6
ческих целей)									
» Кк		3,5	1 17,0	2,7	2,3	5 6515	87,0	1,8	1,5	; 3,6
” Кэн		3,5	1 24,5	2,8	20,0	5880	86,5	4.8	1,5	3,6
» пск . . . •	3,0	; 12,5	2,1	16,0	7070	89,0	4,5	1,5	2,7
» ПСЭН ....	3,0	1 16,5	2,7	15,0	J 6655	88,0	4. .j	1,5	2,9
» Т .... -	3,0	i 12,0	2,0	12,0	i 7035	90,0	4,2	1,5	2,3
Антрацит		5,0	11,0	<8	3,5	: 6710	93,5	1,8	1,0	1,8
Украинские бурые									
угли Семенове ко-А лексан-									
дрийскос место-		24,0			1				
рождение .... Кузнецкий бассейн Анжеро-Судженский	55,0		4,3 0,7 1 i 1	57,0	1830 ।	66,5 ' i	6,0	0,8	21,6
район, марка ПС . Л ени н с ки й । район	!	Ч 5	10,0		15,0	7220 i	91.0 !	u	1.9	2,1
Марка Г 		5,5— 6,5	10,5— 20,0	0,6—i 0,7 I	39,0	5880— > 6660 1	83,0 .	5,8	2,7	7,8
* Д (журинские) Кемеровский район	9,0	7,5	0,5 j i	40,0	6240	79,0		2,4	12,6
Марка К 	 Прокопьеве к и й| район	;	5,0	14,0 I 9,0 j	0,4	32,0	6540 '	85,7		2,1	6,4
Марка К	1	3,5 — 5,0	!	0,5 j	20,0— 27,0	7080- I1 7210 i	89,0 I	f.6 i 1	•) •) —T —	3,7
16
Продолжение табл. 2
Угольные бассейны,	Технический			анализ		Элементарный состав			
месторождения, районы,	WP,	Ас,	sc,	vr.	<?₽,	Сг,	Нг,	Nr,	ог,
марки	%	%	%	%	ккал/кг	%	%	%	%
Карагандинский бас- сейн Пласт «Новый» . . . Подмосковный бас-	5,0	10,5 28,0	1,5	1 28,0	6840	85,5	5,2	1,4 !	6,9
сейи ...	33,0		3,5	45,0	2830	68,5	5,0	1,3	20,5
Печорские угли . .	0,5	16,0	0,8	30,0	6340	85,5	5,3	2,3	6,0
Угли Закавказья									
Ткварчельские . .	6,0	30,0	1,5	35,0	5150	83,0	6,0	—	—
Ткибульские ....	11,0	25,0	1,8	40,0	4860	—	6,0	—	—
Угли Урала									
Челябинские . .	18,0	23,5	1,5	40,0	4050	72,0	5,1	1,7	19,4
Богословские . . .	29,0	16,5	0,5	43,0	3520	70,0	4,7	1,5	23,3
Зкиреловские . . .	3,5	24,0	6,0	40,0	5670	80,5	5,6	1,2	4,9
'кторшинские и др.	0,3—	20,0—	0,2—	3,5—	5000—	90-	0,8—	0,5 —	3,4— 5,1
^кантрапиты	9,0	30,0	0,7	7,0	5850	95	3,7	0,7	
2? Угли Башкирии									
Куюргазинские .	30,0	25,0	1,0	65,0	3150	66,0	6,5	26	,2
Угли Казахстана									
Берчогурские (камеи-			3,3	47,0			6,5	1,4	
ные) .	. .	5,0	37,0			44/5	77,5			9,4
Байконурские	8,0	27,0	| 1,э	45,5	4710	75,0	5,9	0,9	16,3
Ленгерские		22,5	16,5	1 3,5	40,0	4320	74,5	5,0	1,0	15,6
Угли Средней Азии	1								
Сулюкта Шураб	 Кизыл-Кия Кок-янгакские . . Кштут-зауранские Нарынские Ягмапскпе . . .	1 20,0	9,0	0,7	29,0	4850	78,0	3,8	0,8	11,9
	1 27,7	10,6	1,8	30,0	4180	77,6	3,4	0,8	11,4
	i 25,0 14,0 12,0 9,0 12,0	13,0 16,0 14,5 9,0 10,0	। 1,8 2,0 I 3,3 0,6 1 1,5	33,0 35,0 36,0 35,5 34,0	4180 5130 5170 6000 5450	75,5 77,0 79,0 79,3 75,5	4,0 5,0 5,0 4,0 4,6	0,9 1,0 0,9 1,2 1	17,9 14,8 12,6 14,0 0,3
Угли Западной									
Сибири									
Черногорские марки									
Г (пласт «Великан»;	12,0	12,0	0,8	1Ж	5710 ЗР	79,0	5,5	2,2	12,5
				! V	•"'«'Б,.,;	1			
242.		/			О?1-'				17
П родолжение табл. 2
Угольные бассейны, месторождения, районы, марки	Технический аналив					Элементарный состав			
	И’Р, %	Ас, %	Sc, %	Vr. О' /о	QP, н хкал/хг	сг, %	нг, %	Nr, %	ог, %
Чулымо-Енисейский									
бассейн (западная									
часть) . .	10,0—	5,0—	0,2—	30,6—	4000—	—	—	—	—
	17,0	8,4	0,5	37,2	5000				
Угли Восточной									
Сибири									
Черемховские	11,0	15,5	1,3	45,0	5500	78,0		1,6	13,3.
Канские (бурые) . .	32,0	10,5	0,5	43,0	3840	73,0	4,9	1,3	20,3
Будаговские ....	14,0	30—40	0,6	70,0	—	76,0	9,0	—	—
Угли Забайкалья									
Черновские	32,0	8,5	0,7	40,0	4100	75,5	5,0	1,3	17,5
Тарбаготайские .	25,0	23,0	2,0	40,0	3840	75,0	5,2	1,0	16,3-
Арбагорские . .	25,0	25,0	1,0	38,0	3540	71,8	4,9	1,4	20,7
Халяртинские . .	33,0	20,0	1,4	43,0	3035	69,3	4,4	1,4	28,3
Гусино-озерские	20,0	18,0	0,6	43,0	4450	76,0	4,9	1,0	17,4
Букачачинские . .	10—	16—	0,6	39,0	5640	81,5	5,5	1,1	11,3
	12,0	20,0							
Угли Дальнего									
Востока									
Сучанские 		3,5	16,5—	0,4—	9-	6270—	86,0	4—	1,4	7,0
		22,5	0,7	38,0	5250		5,0		
Артемовские . . .	26,0	19,0	0,5	49,0	3820	71,5	э,э	1,5	20,9
Райчихинские . . .	36,0	9,5	0,3	41,0	3400	71,0	4,3	1,2	23,2.
Тавричанские	13,0	30,0	0,5	45,0	4170	75,0	5,6	1,6	17,1
Подгородненские .	2,0	12— 14,0	0,6— 0,7	15- 16,0	—	87,0— 91,0	4,6— С С\	—	——'
Буреипские	5,0	17—	0,3	29,0-	—	79,0-	5,6—	—	—
		30,0		35,0		82,0	6)2		
Сахалинские угли									
Северного Сахалина	3,5—	8—	0,6—	12,5—	5450—	81—	4,0—	1,3-	6,3—
	7,0	16,5	0,8	49,0	7360	86,0	6,0	2,0	9,8
Южного Сахалина:									
бурый уголь	11,5	10,0	0,2	55,0	—	67,0—	5,4	1,3	17,6
						72,0			
каменный уголь	9,0	10—	0,4	45,0	—	76,0	6,0	—	—
		11,5							
Угли Якутии									
Сангарские ...	12,0	17,0	0,4	50,0	5490	79,0	6,5	1,0	13,11
18
В Кузнецком бассейне в районе р. Барзасс имеются также са-
промикситовые угли, дающие при полукоксовании высокий выход
первичной смолы — до 30%.
Карагандинский бассейн. Карагандинское месторождение углей
находится в Казахстане (в 180 км к юго-востоку от г. Акмолинска).
Карагандинские угли относятся к каменным, за исключением
пласта «Федоровский» бурого угля. В основном здесь добываются
приближающиеся к марке ПЖ угли, которые направляются в зна-
чительном количестве на коксование.
Подмосковный бассейн. Угли Подмосковного бассейна отно-
сятся к бурым углям. Рядовой уголь сортируется на крупный
(БК или К) с кусками размером > 50 мм, орех (О) — 20—50 мм
и мелочь (М) — 0—20 мм.
Подмосковные угли используются как энергетическое топливо,
но некоторые из них могут найти применение для целей газифика-
ции.
В отдельных шахтах бассейна среди пластов бурого угля встре-
чаются пласты менее зольных и сернистых богхедов и полубогхе-
дов, которые дают при полукоксовании выход смолы 15—35%.
Печорские угли (Северный край). Печорский угольный бассейн
расположен в автономной области Коми.
Из имеющихся здесь бурых и каменных углей необходимо
отметить воркутские каменные угли, приближающиеся к марке ПЖ,
пригодные для коксования.
Угли Закавказья. В Закавказье имеются месторождения камен-
ных углей в Абхазии — Ткварчельское и в Западной Грузии —
Ткибульское.
Ткварчельские угли (ПЖ) пригодны для коксования, отлича-
ются плотностью и хорошо сопротивляются окислению (выветри-
ванию).
Угли Урала. На Урале имеются месторождения бурых, камен-
ных углей п антрацитов.
К бурым относятся угли Челябинского и Богословского райо-
нов, применяемые главным образом как энергетическое топливо и
частично для газификации.
Каменные угли находятся в Кизеловском районе и применя-
ются частично для коксования, но вследствие высокого содержа-
ния серы дают неметаллургический кокс.
Представляют интерес для полукоксования малоспекающиеся
угли Усьвинского и Косьвинского районов.
К углям типа антрацитов относятся егоршинские, полтаво-
брединение и домбаровские.
Угли Башкирии (южно-уральские). В Башкирской АССР име-
ются крупные месторождения бурых углей — Бабаевское, Тюль-
ганское, Куюргазинское и др., — являющиеся перспективными
в отношении возможности применения их для газификации и для
полукоксования.
Угольные месторождения Казахстана. В Северном и Западном
Казахстане расположены угольные месторождения, из которых
2*
19
наиболее значительными являются Берчогурское, Экибастусское,
Прииртышское (каменные угли) и Байконурское (бурые угли).
В восточной и южной частях Казахстана также имеются место-
рождения углей, из которых следует отметить Чакпак и Ленгер-
ское (бурый уголь), расположенные вблизи железной дороги —
Туркснба.
Угли Средней Азии. В Средней Азии имеются месторождения
неспекающихся каменных углей — в Северной Фергане и бурых
углей — в Южной Фергане.
К месторождениям каменного (частью переходного типа) угля
относятся: Кок-Янгакское, Кштут-Зауранское, Нарынское, Джер-
геланское, Ягманское и др., а к месторождениям бурого угля —
Сулюкта, Шураб и Кизыл-Кия.
Угли Западной Сибири. Кроме рассмотренного выше Кузнец-
кого угольного бассейна, в Западной Сибири сосредоточены многие
другие месторождения каменных и бурых углей, а также сапропели-
тов. Здесь расположены Минусинский и Чулымо-Енисейский
(западная часть) угольные бассейны.
Из углей Минусинского бассейна должны быть отмечены черно-
горские каменные слабоспекающиеся угли марки Г.
В Чулымо-Енисейском бассейне находятся преимущественно
бурые угли и сапропелиты.
Угли Восточной Сибири. Здесь располагаются Иркутский, Кан-
ский бассейны и восточная часть Чулымо-Енис ейского угольного
бассейна.
Угли Иркутского бассейна относятся к каменным углям и частью
сапропелитам.
Из каменных углей, представляющих интерес для полукоксова-
ния и деструктивной гидрогенизации, должны быть отмечены угли
Черемховского района, обладающие слабой и средней спекаемостью.
Из сапропелитов наибольший промышленный интерес по запа-
сам и расположению вблизи железной дороги представляют буда-
говские, дающие выход первичной смолы при полукоксовании
15—20%, а также азейскпе.
Канский угольный бассейн расположен вдоль В.-Сибирской
ж. д. к западу от Иркутского бассейна. Здесь, как и в восточной
части Чулымо-Енисейского бассейна, имеются месторождения глав-
ным образом бурого угля и сапропелитов; не исключено наличие
и каменных углей.
Угольные месторождения Забайкалья. Забайкалье характери-
зуется небольшими угольными месторождениями. Уголь обычно
бурый, за исключением хорошо спекающегося букачачинского
каменного угля.
Угольные месторождения Дальнего Востока. В дальневосточных
районах СССР имеются месторождения углей от бурых до антра-
цитов, включая и коксовые угли (сучанские). Некоторые из углей
пригодны для целей полукоксования и газификации.
Сахалинские угли. Значительная часть Сахалина является
угленосной. Здесь имеются каменные угли разных марок (Т, К,
20
ПЖ и Д), в том числе и коксовые. В южной части острова имеются
и бурые угли.
Некоторые угли Ю. Сахалина пригодны для полукоксования
и дают выход первичной смолы до 10%.
Угли Якутии. В Якутской АССР встречаются бурые угли
(Конгалакское и Лунхинское месторождения) и каменные (Сангар-
ское месторождение).
Лучшим углем Якутии является слабоспекающийся сангар-
ский уголь.
§ 2.	Горючие сланцы
Месторождения горючих сланцев находятся в Ленинградской
области (Гдовское, Алексеевское, Чудовское и др.), Эстонской ССР
(Кохтла-Ярве и др.), приволжских областях (Кашпирское, Улья-
новское, Обшесыртовское, Савельевское и др.), Горьковской
области (Мантуровское и др.), Чувашской АССР (Буинское и др.),
Казахской ССР (Кендерлыкское, Черно-Затонское и др.), Сибири,
на Дальнем Востоке и во многих других районах СССР.
Ниже приводятся характеристики некоторых горючих слан-
цев, представляющих интерес для переработки:
Сланцы	Ч'р, %	Ас, %		S	с, %	гтГ, %
Гдовские 	 Эстонские 	 Кашпирские . . .	11,5 9—11,0 10—14,0	53,5 45-47,0 63,0		1,5 2,0 4,3		81,0 70,0
Сланцы	Qh’ ккал/кг	сг, %	нг,	%	Nr, %	ог, %
Гдовские 	 Эстонские	 Кашпирские ....	1870 2300—2400 1500	73,5 76,6 61,0	9,4 9,2 7,5		0,25 1 1,2	12,5 4,2 |	16,8
Выходы первичной смолы при полукоксовании (в алюминиевой
реторте) различных сланцев выражаются следующими данными
(в %):
Эстонские....... 26,0
Гдовские.........22,0
Кашпирские .......... 10,0
Кендерлыкские	....	14,5
Черно-затонские	.	.	.	14,0
Общесыртовские . . 7,5—13,0
Ульяновские .... 7—10,0
Мантуровские ...	8,5
Савельевские .... 8—10,0
Буинские ..........7,3—8,1
Горючие сланцы применяются как энергетическое топливо,
а наиболее богатые по содержанию органической массы сланцы —
для полукоксования с целью получения сланцевой смолы и коксо-
вания — для получения высококалорийного газа.
21
§ 3.	Торф
Промышленные торфяные болота расположены главным образом
в центральных и северо-западных областях СССР: Московской
(Шатурское, Мытищинское, им. Классона, Ореховское и др.),
Калининской (Васильевский мох, Решетниковское, Октябрьское,
Оршинский мох и др.), Горьковской (Чернораменское, Ситников-
ское и др.), Ленинградской (Назия, Синявино, Тесово-Нетыльское
и др.), Белорусской ССР (Осиповское, им. Орджоникидзе, «Крас-
ная звезда» и др.).
Ниже приводим средние по СССР данные по качеству торфа:
Торф	А с, %	Sc, %	qP, ккал/кг
Кусковой 		9,5	0,3	2970
Фрезерный		10,0	0,3	2600
Средний по СССР состав торфа всех способов добычи:
WP, %	Ас, %	I Sc, %	Vr. %	QP, ккал/кг	Сг, %	нг. %	Nr, %	Ог. %
35	9,7	0,3	70,0	2860	57,8	6,0	2,5	33,4
Торф применяется в качестве энергетического топлива и ча-
стично для газификации и полукоксования.
§ 4.	Тяжелые нефтяные остатки
В качестве сырья для производства искусственного моторного
топлива методом деструктивной гидрогенизации применяются,
кроме угля, тяжелые нефтяные остатки — мазуты прямой гонки,
крекинг-остатки, гудроны.
Для общего представления об этом сырье приводятся следующие
показатели качества мазутов-топлива:
Вязкость при 75° С, ВУ.......................от	3,6 до 16,5
Температура застывания, °C ..................от	+ 5 до + 25
» вспышки, °C..........................от	65 до 110
Содержание золы, % ......................... 0,3—0,5
»	серы, %..................... до 4
»	воды, % ........................ до 2
Теплотворность ккал[кг.......................... 9700
Элементарный состав в %:
Сг....................... 87,0—88,0
Нг........................10,7—12,6
Nr +ОГ ..................0,5—1,0
2
В практических условиях показатели качества тяжелых нефтя-
ных остатков, направляемых на гидрогенизацию, могут отли-
чаться от приведенных выше показателей, относящихся к товар-
ному продукту (мазуту-топливу), а не к сырью, которое подлежит
еще дальнейшей переработке.
§ 5.	Выбор и требования к твердому топливу как сырью для
химической переработки
Основной целью коксования является получение качественного
металлургического кокса, т. е. механически прочного, достаточно
пористого кокса с невысоким содержанием золы и серы.
Поэтому для коксования применяются хорошо спекающиеся
каменные угли (или их смеси), которые содержат в естественном
виде или в результате обогащения небольшой процент золы (7—9)
и серы (0,5—1,5).
Кроме того, предъявляется требование, чтобы угли не обладали
распирающей способностью, т. е. не давали остающегося увеличе-
ния объема при коксовании, что затруднило бы выдачу (выталки-
вание) кокса из камер коксовых печей.
Вполне пригодные для коксования угли имеются в Донецком
бассейне (марки К, ПЖ и ПС), Кузнецком бассейне (те же марки
углей), Караганде (марка ПЖ) и в некоторых других угольных
районах СССР.
При полукоксовании угля необходимо одновременно с доста-
точным выходом первичной смолы (10% и более) получить полукокс
(прочный и малозольный), пригодный для газификации \ чем обу-
словливаются основные требования, предъявляемые к исходному
углю. Часто возникает также дополнительное требование об
отсутствии или незначительной спекаемости угля, так как печи
наиболее рациональных и распространенных конструкций не при-
способлены для полукоксования спекающихся углей.
При полукоксовании высокозольных топлив, например горю-
чих сланцев, ценность получаемого полукокса незначительна
вследствие его низкого качества. Поэтому предъявляется требова-
ние, чтобы такие топлива давали при полукоксовании высокий
выход смолы (15% и более).
Угли, пригодные для полукоксования, имеются в различных
районах СССР: Донецком и Кузнецком бассейнах (длиннопламен-
ные угли), Иркутском бассейне (черемховские угли и сапропелиты),
Минусинском бассейне и в ряде других месторождений бурого
и каменного углей.
К месторождениям горючих сланцев, полукоксование которых
является целесообразным, следует отнести месторождения Эстон-
ской ССР, Ленинградской области, а также некоторые приволж-
ские и др.
1 Способ газификации в «кипящем» слое позволяет значительно снизить
требования к качеству полукокса.
23
Для деструктивной гидрогенизации угля с целью получения
искусственного моторного топлива применяются угли, органиче-
ская масса которых содержит наибольшее количество водорода;
нужно, чтобы отношение углерода и водорода составляло не более
16—17 (например, Сг — 88%, Нг — 5,5%). Кроме того, требуется,
чтобы уголь содержал не более 5—6% золы, а выход летучих со-
ставлял не менее 35—36% (на органическую массу).
Дополнительным является требование об отсутствии в угле
петрографической разновидности — фюзена (в крайнем случае
не более 1—2%).
Так как в большинстве случаев получение малозольного угля
для деструктивной гидрогенизации связано с предварительным
его обогащением, необходимо, чтобы последний процесс мог быть
рационально поставлен в техническом и экономическом отноше-
ниях, что определяется качеством и высокими выходами кон-
центрата.
В ряде угольных месторождений Советского Союза имеется
достаточное количество углей, вполне пригодных для переработки
методом деструктивной гидрогенизации.
§ 6. Выбор твердого топлива как сырья для газификации
Советский Союз обладает в разных районах страны большими
ресурсами разнообразного твердого топлива, пригодного для гази-
фикации.
Н. В. Шишаков 1 относит все виды твердого топлива, как сырья
для получения смешанного генераторного газа, к четырем группам.
В предложенной классификации (см. табл. 3) за основу приняты
два наиболее важных признака: спекаемость и смолистость подвер-
гаемого газификации топлива.
Как видно из табл. 3, теплотворность генераторного газа повы-
шается при переходе от одной группы к другой, что в основном
зависит от увеличения содержания в газе непредельных угле-
водородов (СПНП) и метана (СН4), обладающих высокой тепло-
творностью.
Увеличиваются также выходы смолы при одновременном сни-
жении коэффициента полезного действия газификации, т. е. сниже-
нии отношения количества тепла, заключающегося в полученном
газе, к количеству тепла в израсходованном топливе.
Для ориентировки в вопросе выбора топлива для получения
генераторного газа, необходимого заводам искусственного жид-
кого топлива в зависимости от географического их размещения,
ниже приводится перечень углей, относящихся к той или иной
из указанных в табл. 3 групп топлив.
Группа I. К этой группе относятся антрациты и тощие
бурые угли, а именно: антрациты Донбасса, некоторые уральские
1 Н. В. Шишаков, Основы производства горючих газов, Госэнер-
гоиздат, 1948.
24
Таблица 3-
Классификация топлив СССР как сырья для получения смешанного
генераторного газа
Наименование групп топлива. Типовой представитель группы	Низшая теп- лотворность газа, ккал/нл<з	Выход смолы в % на рабо- чее топливо	Коэфф, полезного действия газификации
I группа			
Топлива не спекающиеся и не даю- щие при газификации смолы (ти- повой представитель — антрацит)	1230—1320	0,0-0,5	72—77
II группа			
Топлива спекающиеся п дающие при газификации смолу (типовой пред- ставитель — газовый уголь) . . .	1370—1460	3,4—4,2	70—72
III группа			
Топлива не спекающиеся и дающие при газификации смолу (типовой представитель — бурый челябин- ский уголь) 		1420—1460	3,0—4,2	66—72
IV группа			
Топлива не спекающиеся и дающие при газификации смолу и жирные кислоты (типовой представитель — торф) 		1500—1560	5,0—9,0	66—70
антрациты (брединские), бурые угли — богословский (Урал), су-
люктинский и кизыл-кийский (Средняя Азия).
Кроме перечисленных естественных видов топлива, к группе I
могут быть отнесены искусственные твердые топлива — кокс и
полукокс.
Необходимо указать, что такие виды топлива, как антрацит,
кокс и полукокс, широко применяются для производства водя-
ного газа. Последний является исходным сырьем для получения
водорода и синтез-газа, необходимых соответственно гидрогениза-
ционным заводам и заводам синтеза топлива из газов.
Группа II. В данную группу входят газовые, длинно-
пламенные и некоторые слабоспекающиеся каменные угли, дающие
при газификации смолу. Сюда должны быть отнесены газовые угли
Донбасса и Ленинского района Кузбасса, слабоспекающиеся угли
Прокопьевского района Кузбасса, длиннопламенные угли лиси-
чанские (Донбасс), черемховские (Иркутский бассейн), черно-
горские (Минусинский бассейн), журинские (Кузбасс), сангарские
(Якутия), кокянгинские (Средняя Азия).
25»
Группа III. К этой группе относятся смолистые бурые
угли, в основном подмосковные, челябинские, карагандинские,
черновские (Восточная Сибирь).
Группа IV. В эту группу входят торф различных районов
СССР и древесина в виде поленьев, чурок и щепы. Наилучшие
результаты при газификации дает машинно-формованный торф.
Гидроторф, как менее прочный, крошится, создает при газификации
повышенное гидравлическое сопротивление, что приводит к пони-
жению производительности газогенератора.
Характерным для топлив группы IV является получение при
газификации, кроме смолы, жирных кислот (растворенных в под-
смольных водах), главным образом уксусной.
Из приведенного краткого обзора топлив как сырья для гази-
фикации следует, что все промышленные районы СССР могут быть
обеспечены твердым топливом для переработки его на горючий газ.
Глава II
ТРАНСПОРТ И ХРАНЕНИЕ УГЛЯ И ЖИДКОГО СЫРЬЯ
§ 7.	Транспорт угля
Современный завод искусственного жидкого топлива является
крупным потребителем угля или тяжелого жидкого сырья —
мазута или смол, расход которых может составить несколько тысяч
тонн в сутки.
Часть угля расходуется на заводах в качестве технологического
сырья для процессов полукоксования, гидрогенизации и газифика-
ции, а другая часть — в качестве энергетического топлива для
теплоэлектростанций и парокотельных.
Доставка угля на заводы осуществляется обычно железно-
дорожными составами. Достаточное развитие подъездных и внутри-
заводских железнодорожных путей и рациональные приемные
устройства должны обеспечить бесперебойную и своевременную
разгрузку прибывающих составов с углем и отправку порожняка,
не превышая установленных для этих операций норм времени.
По прибытии на завод вагоны с углем разгружаются непосред-
ственно в приемные устройства производственных цехов или посту-
пают для разгрузки на общезаводской или приобъектные склады
угля.
Для внутризаводского (со складов) и внутрицехового перемеще-
ния массовых количеств угля применяются механические устрой-
ства, из которых наибольшее распространение имеют ленточные
транспортеры и элеваторы.
§ 8.	Склады угля
Для обеспечения бесперебойной работы завода необходимо иметь
постоянный запас угля.
В зависимости от месторасположения завода этот запас обычна
принимают равным 5-суточному расходу угля, если завод нахо-
дится в пределах угольного бассейна, и 10-суточному — в случае
необходимости более дальних перевозок угля от пунктов его до-
бычи. При определении размеров постоянного запаса топлива
27
руководствуются также особыми нормами и указаниями по этому-
вопросу.
Для хранения запаса угля на заводе сооружают специальные
склады, которые бывают двух типов — закрытые и открытые.
При этом независимо от типа склада устройства последнего
должны обеспечивать: а) своевременный прием и раздельное хра-
нение каждого сорта угля в зависимости от его назначения, б) бес-
перебойную подачу угля со склада, проведение необходимых меро-
приятий по постоянному освежению запаса угля во избежание
его залеживания и самовозгорания и в) проведение мероприятий
по ликвидации пожара
в случае самовозгорания
угля.
Закрытые склады угля
представляют собой ряд.
наземных бункеров (сило-
сов), обычно железобетон-
ных, вмещающих до 2000 т
угля каждый.
Прибывающие на склад,
вагоны с углем разгружа-
ются в приемные ямы, от-
куда уголь соответствую-
щими транспортными уст-
ройствами подается на верх
бункеров и распределяется
по отдельным бункерам.
Из нижнего разгрузочного
ж-д. пить
Ленточный транспортер
Фиг. 1. Поперечный разрез приемных уголь-
ных ям.
патрубка бункеров, снаб-
женного запорным устройством — шибером или питателем, уголь
поступает на ленточные транспортеры (или в вагоны), которые
передают уголь к пунктам его потребления.
Широко используются также бункеры, имеющие сплошную
разгрузочную щель, вдоль которой ходит разгрузочная тележка,
ссыпающая уголь из бункера на транспортер.
Недостатком закрытых складов для угля является их высокая
строительная стоимость и затруднительность быстрого их опоражни-
вания в случае самовозгорания угля. Такому самовозгоранию спо-
собствует неравномерный сход угля, который благодаря трению
задерживается у стенок бункеров (особенно в нижней части) и за-
леживается.
На фиг. 1 представлен поперечный разрез приемных уголь-
ных ям. Они состоят из подземных бункеров, расположенных в
один, два и три ряда. По верху бункеров, закрытых металличе-
скими решетками с отверстиями 200 X 250 мм или 300 X 300 мм,
проложены ж.-д. пути. Уголь разгружается из прибывающих
вагонов и через решетки падает в бункеры.
Из бункеров уголь выдается через питатели на ленточный транс-
портер, подающий уголь к назначенному пункту, например ковше-
28
ному элеватору, который доставляет
уголь на верх бункеров закрытого
угольного склада.
Емкость каждого бункера прием-
ных ям рассчитана обычно на 85—
175 т угля при общей их емкости
от 1000 до 2000 т.
Открытые склады топлива соору-
жаются на специально спланирован-
ной и утрамбованной площадке
(иногда замощенной тощим бетоном),
где уголь хранится под открытым
небом.
На фиг. 2 представлен открытый
склад на 100 тыс. т угля, оборудо-
ванный мостовым краном-перегружа-
телем 4. Прибывающий уголь раз-
гружается на эстакаде с траншеями
по сторонам 3. Грейфером перегру-
жателя 1 уголь забирается из тран-
шей эстакады и перемещается в шта-
бели 5. Уголь в штабелях уплотняют
при помощи катков, и высота штабе-
лей допускается не более 10—12 м.
Для погрузки со склада уголь грей-
фером подается в небольшой бункер
2, укрепленный на перегружателе. Из
бункера уголь поступает в ж.-д. ва-
гоны или платформы, которыми по-
дается к пунктам потребления.
Описанный тип открытого склада
требует значительных затрат (высо-
кая стоимость мостового перегружа-
теля), и к его недостаткам относятся:
уменьшение полезной емкости склада
за счет эстакады и происходящие за-
держки и простои вагонов при боль-
шем количестве поступающих сортов
угля вследствие необходимости за-
траты значительного времени на ма-
невры при подаче груженых вагонов
и уборке порожняка.
Болос совершенным решением
является подача угля на открытый
склад системой ленточных транспортеров из обычных угольных
ям (см. выше) или ям при вагоноопрокидывателе.
На фиг. 3 представлен такой тип открытого склада. Поступа-
ющий в ж.-д. вагонах уголь разгружается при помощи вагоно-
опрокидывателя в яму а, из которой транспортерами 1, 2 через
29
перегрузочные станции б, в поступает или на транспортер 3 для
подачи угля в цех углеподготовки, или на реверсивные транс-
портеры 4, 5. Из этих транспортеров при помощи особых разгру-
зочных тележек г уголь по жолобу и транспортеру, смонтирован-
ному на ноге перегружателя, поступает в первичный штабель
склада, откуда уголь забирается и штабелируется грейфером пере-
гружателя.
Фиг. 3. Открытый угольный склад, оборудованный ленточными транспор-
терами.
Для выдачи угля со склада грейфер подает уголь в бункер,
укрепленный на ноге перегружателя. Из этого бункера уголь лен-
точным питателем подается на транспортеры 4, 5 (направление дви-
жения их изменяют), которые доставляют уголь к перегрузочной
станции в на транспортер 3 к цеху углеподготовки.
Для ускорения работ на складах часто применяют так называе-
мый «штабелер» — передвижную тележку на колесах, на которой
находится ленточный транспортер, заменяющий транспортер пере-
гружателя п подающий уголь в первичный штабель.
Вагоноопрокидывателем вагон поворачивается вокруг своей
продольной оси на 150—180°, и уголь при этом высыпается из ва-
гона в приемную яму, состоящую из двух бункеров по 80 т угля
каждая.
Средняя производительность вагоноопрокидывателя рассчиты-
вается на обработку 15—20 вагонов в час (максимально на 30 ва-
гонов).
Кроме описанных складов с мостовыми перегружателями,
существуют типы небольших складов, где перемещение угля про-
изводится скреперами или небольшими кранами с грейфером.
30
Для рациональной и бесперебойной работы всех устройств
складов топлива предварительно составляют специальные еже-
суточные графики их работы, где должны быть учтены: время
прибытия железнодорожных составов с углем, его количество
и сорт, подача угля со склада, операции по замене лежалого угля
свежим и пр.
Длительное хранение углей на воздухе приводит к некоторому
их окислению и иногда к самовозгоранию.
Увеличение содержания кислорода в угле в результате его
окисления сопровождается относительным уменьшением содержа-
ния углерода и водорода. Уменьшаются теплотворная способность
и прочность угля; спекающиеся угли часто теряют способность
спекаться. При хранении угля в штабелях температура внутри
штабеля начинает повышаться и возможны явления самовозгора-
ния.
При хранении на складах необходимо следить за температурой
угля в штабелях, для чего устанавливают термосемафоры, и при-
нимать предупредительные меры против окисления и самовозго-
рания, применяя, в частности, уплотнение угля в штабелях кат-
ками.
§ 9.	Транспорт и хранение тяжелого жидкого сырья
Гидрогенизационные заводы могут применять в качестве сырья
тяжелые нефтяные остатки и различные смолы (полукоксовые,
генераторные и др.) или тяжелые жидкие продукты их переработки.
Доставка на заводы перечисленных видов сырья производится
главным образом ж.-д. цистернами. В отдельных случаях исполь-
зуется водный транспорт — наливные суда, самодвижущиеся или
передвигающиеся при помощи буксиров, а также применяется
передача по трубопроводам.
Для ж.-д. перевозок тяжелых вязких продуктов используются
цистерны с внутренними змеевиками для подогрева продукта па-
ром, что разжижает продукт и дает возможность его слива без
задержек. При отсутствии в цистернах змеевиков подогрев про-
дукта осуществляется острым паром или переносными паровыми
грелками и электрогрелками.
При перевозках на небольшие расстояния целесообразно приме-
нять цистерны с термоизоляцией. В этом случае в цистерны загру-
жается сильно подогретый продукт. Термоизоляция предохраняет
продукт от значительного остывания в пути в течение нескольких
дней, что позволяет по прибытии цистерны на место назначения сли-
вать продукт без дополнительного подогрева.
Разгрузка продукта осуществляется через нижнее сливное
устройство, имеющееся у цистерн, предназначенных для перевозок
тяжелых вязких продуктов. Слив производится по сливным жело-
бам, устанавливаемым между цистерной и приемным резервуаром,
из которого продукт насосами перекачивается в складские храни-
лища.
31
Резервуары для хранения нефтяных мазутов и тяжелых смоля-
ных продуктов разделяются на наземные, полуподземные и под-
земные, а по роду применяемых строительных материалов — на
металлические, железобетонные, бетонные и каменные.
Змеевиковый подогрева тело
Фиг. 4. Наземный металлический резервуар.
Для хранения больших количеств тяжелых вязких продуктов
чаше всего применяют подземные железобетонные хранилища.
Применяются также наземные вертикальные металлические резер-
вуары (емкостью 10 000 м3 и более).
На фиг. 4 и 5 представлены наземный металлический и под-
земный железобетонный резервуары. Как и в ж.-д. цистернах,
подогрев продукта в хранилищах осуществляется посредством па-
ровых змеевиков.
Фиг. 5. Подземный железобетонный резервуар.
Существует также система водозеркального подогрева, при ко-
тором подвергают паровому подогреву слой залитой в резервуар
воды, находящейся ввиду большего удельного веса под слоем
мазута. Тепло нагретой воды передается мазуту, который таким
образом подогревается.
Подача мазута со склада к производственным цехам осущест-
вляется насосами при предварительном подогреве продукта.
Глава III
ГРОХОЧЕНИЕ, ДРОБЛЕНИЕ, ОБОГАЩЕНИЕ
И БРИКЕТИРОВАНИЕ УГЛЯ
§ 10.	Грохочение угля
Поступающий из шахты рядовой уголь содержит куски угля
разной величины. Во многих случаях возникает необходимость
в разделении рядового угля на отдельные сорта или классы по
размерам кусков. Для этого уголь подвергают грохочению, которое
состоит в пропуске угля через решета или сита с различными раз-
мерами отверстий.
В других случаях крупные куски угля необходимо раздробить
на мелкие для наиболее эффективного сжигания или для удовлетво-
рения требований соответствующих технологических процессов пе-
реработки угля (обогащение, газификация, термическая пере-
работка, гидрогенизация).
Грохочение топлива имеет самостоятельное значение, когда
целью грохочения является получение кускового топлива опреде-
ленных размеров для непосредственного применения его потреби-
телями. В этих случаях грохочение называют сортировкой, а
уголь — сортированным. Примером может служить рассортировка
антрацита на отдельные сорта — плитный АП, орех АК, семячко АС
и т. д.
В других случаях грохочение является подготовительным для
разделения угля на отдельные классы перед его обогащением и
вспомогательным — при дроблении, перед которым отсеивают мел-
кие классы угля (см. ниже «дробление»).
Различают также: а) избирательное грохочение, которое при-
меняют в тех случаях, когда уголь и порода отличаются по круп-
ности, что позволяет удалить породу, т. е. обогатить уголь;
б) грохочение с целью обезвоживания обогащенного угля на угле-
мойках.
По последовательности процесса разделения кусков разной
крупности различают грохочение: а) от крупного к мелкому и
б) от мелкого к крупному (фиг. 6 и 7). По первой схеме вначале
отделяют более крупные куски угля, а по второй — более
мелкие.
3 Зак. № 2242.
33
Недостатками первой схемы являются трудность наблюдения
за состоянием нижних, более слабых решет и неудобство их смены,,
а недостатками второй — менее тщательное грохочение и боль-
Фиг. 6. Схема грохочения от крупного
к мелкому.
Фиг. 7. Схема грохочения от мелкого
к крупному.
шее измельчение крупного
угля, которому приходит-
ся пройти удлиненный
путь.
§ 11.	Ситовой анализ угля
Для определения соста-
ва угля по крупности от-
дельных кусков, иначе го-
воря, его гранулометриче-
ского (зернового) состава,
применяется метод анали-
за, называемый ситовым.
Ситовой анализ заклю-
чается в последовательном
рассеве отобранной пробы
угля на нескольких ситах
с различными размерами
отверстий и определении
веса надрешетного продук-
та, остающегося на каж-
дом из сит.
Размер отверстий в си-
тах составляет обычно 200,.
150, 100, 50, 25, 13, 6, 3-
и 1 мм.
При последовательном
рассеве пробы угля от
крупного к мелкому над-
решетный продукт на каждом из сит будет иметь следующий раз-
мер кусков (в .«.«): более 200 (или -}-200), 200—150, 150—100,.
100—50, 50—25, 25—13, 13—6, 6—3, 3—1 и 1—0 (или минус 1).
Надрешетный продукт, полученный на каждом из сит, называют
классом, который характеризуется двумя числами, указывающими
верхний и нижний пределы размеров кусков угля. Каждый класс
угля взвешивают и на основе полученных данных составляют
таблипу ситового анализа, которая дает ясное представление о
гранулометрическом составе данного угля.
В качестве примера приводится табл. 4 ситового анализа, со-
ставленная па основании данных рассева пробы угля с максималь-
ным размером кусков 150 мм на комплекте епт с отверстиями 100,
50, 25, 13 и 6 мм.
Суммарные данные в графах 4 и 5 получены при суммировании
процентных данных графы 3 (соответственно сверху и снизу) и
показывают, какой процент от всей пробы угля остался бы на дан,-
34
Результаты ситового анализа
Таблица 4
Класс,	Вес,	Выход,	Суммарные	данные, %
ММ	кг	%	сверху	снизу
150—100	122,6	22,3	22,3	100,0
100— 50	74,3	13,5	35,8	77,7
50— 25	110,0	20,0	55,8	64,2
25— 13	67,1	12,2	68,0	44,2
13— 6	46,8	8,5	76,5	32,0
6— 0	129,2	23,5	100,0	23,5
Всего . . .	550,0	100,0	—	—
ном сите, если бы оно было верхним (или нижним) в комплекте сит,
принятом для ситового анализа. Эти суммарные данные необхо-
димы для построения кривых ситового анализа.
Фиг. 8. Кривая ситового анализа.
На фиг. 8 представлена кривая ситового анализа угля, по-
строенная на основе данных граф 1 и 4 табл. 4.
По оси абсцисс откладывается крупность угля в миллиметрах,
а на оси ординат — выход классов в суммарных процентах.
Каждая точка на кривой показывает зависимость между круп-
ностью и суммарным выходом верхнего (крупного) или нижнего
(мелкого) продукта.
Кривая ситового анализа дает наглядйое представление о рас-
пределении частиц угля по крупности.
§ 12.	Дробление угля
Дробление представляет собой механический процесс разделения
твердого тела на части, т. е. измельчение его.
Дробление угля может иметь самостоятельное значение в тех
случаях, когда уголь или другое топливо должно быть измельчено
3*
з.г>
для возможности его наиболее целесообразного использования.
Примерами могут служить измельчение угля для сжигания его
в пылевидном состоянии, дробление угля для получения шихты
для коксования, технология которого требует применения угля,
измельченного до 0—3 мм, дробление угля до размера 40—60 мм
для применения в полукоксовых шахтных печах, измельчение
угля до 1 мм для подготовки к деструктивной гидрогенизации.
В других случаях дробление угля имеет вспомогательное зна-
чение, например в процессе обогащения угля, когда дробление
применяется с целью разъединения угля и породы в сростках,
для возможности в дальнейшем удалить породу.
Фиг. 9. Дробящие усилия.
Механическое воздействие на твердое тело при его дроблении
может выражаться (фиг. 9) в раздавливании 1, раскалывании 2,
ударе 3 или истирании 4.
В существующих дробильных устройствах применяется один
из указанных принципов механического воздействия или комбини-
рование их.
По крупности кусков, получаемых после дробления, различают
крупное дробление, среднее, мелкое и тонкое. При этом степенью
измельчения называют отношение диаметров наибольших кусков
исходного и дробленого материала, которое обычно колеблется
от 8 до 50.
Учитывая, что операция дробления связана со значительными
затратами энергии и что в ряде случаев получение при дроблении
угольной мелочи является нежелательным (например, при дробле-
нии угля, предназначенного для загрузки в шахтные печи для
полукоксования), при дроблении угля применяется принцип:
не дробить ничего лишнего.
В целях соблюдения этого принципа при проектировании схемы
дробления вводят в эту схему операцию грохочения с тем, чтобы
куски угля, меньшие по размеру тех, на какие рассчитана работа
дробилки, не загружать в дробилку, а предварительно отделять
на грохоте в виде подрешетного продукта.
Для надежности работы дробилок и предупреждения поломок
необходимо обеспечить дробилку от возможности попадания в нее
вместе с углем железных частей (болтов, инструментов и т. п.),
С этой целью устанавливают на пути подачи угля в дробилку магнит-
36
ные сепараторы. Железные части, попадая в магнитное поле, при-
тягиваются к полюсам электромагнитов, уголь же свободно прохо-
дит дальше и направляется в дробилку.
§ 13.	Примеси в угле
Содержащиеся в рядовом угле минеральные примеси — зола
и сера, а также излишняя влага —• являются вредным балластом,
снижающим ценность угля при его использовании как для сжига-
ния в качестве топлива, так и для химиче-
ской переработки.
Различают три формы влаги в угле:
1) конституционную, химически связанную с
угольным веществом; 2) гигроскопическую,
содержание которой зависит от равновесия
между упругостью паров воды в угле и
в окружающей атмосфере, и 3) внешнюю
влагу в виде пленки, покрывающей поверх-
ность отдельных кусков или частиц угля.
В результате хранения свежедобытого
угля в сухом, защищенном от атмосферных
осадков, месте внешняя влага постепенно
испаряется, уголь приходит в так называе-
мое воздушно-сухое состояние, при котором
в угле остается только конституционная и
гигроскопическая влага.
В угле различают две формы золы:
1) внутреннюю или конституционную зо-
1 — кровля пласта (по-
рода ,	покрывающая
угольный пласт); 2 —
верхняя пачка чистого
угля; 3 — прослоек по-
роды; 4 — средняя пач-
ка чистого угля; 5—
прослоек породы; 6—
нижняя пачка чистого
угля; 7 — почва пласта
(порода, подстилающая
пласт угля).
лу, которая перешла в уголь из раститель-
ных организмов, явившихся материнским
веществом при образовании угля и содер-
жавших небольшие количества минеральных
примесей:
2) внешнюю золу, которая в свою очередь
разделяется на:
а)	наносную золу, происхождение кото-
рой связано с наносами мелких минеральных
частиц пыли, песка и глины в бассейны, где происходило обра-
зование угля из растительных организмов; этот вид золы
тесно связан с угольным веществом, но эта связь механиче-
ская;
б)	прослойки пустой породы, — наличие этого вида золы объяс-
няется осаждением песчано-глинистого материала между отдель-
ными пластами угля во время перерывов в отложении растительного
материала;
в)	включения различных пород в результате заполнения ми-
неральными веществами трещин в угольных пластах;
г)	породу, попадающую в уголь из кровли и почвы угольного
пласта (фиг. 10) в процессе добычи угля.
37
Внутренняя зола и внешняя — наносная зола тесно связаны
с угольным веществом (из них первая химически, а вторая меха-
нически) и от них трудно освободиться.
Остальные три вида внешней золы (свободная зола) могут быть
удалены из угля путем применения соответствующих методов обо-
гащения.
Сера находится в угле в виде органической, пиритной и суль-
фатной серы.
Органическая сера связана с угольным веществом и находится
в нем в виде сложных органических соединений.
Пиритная сера встречается в угле в виде пирита и марказита
(FeS2). Включения пирита разнообразны: попадаются крупные
плотные включения, которые можно удалить путем обогащения,
мелкие включения пластинчатой или пористой структуры, которые
удаляются с трудом, и, наконец, микроскопические включения,
неравномерно распределенные в массе угля и не поддающиеся
удалению в процессе обогащения угля.
Сульфатная сера встречается в угле в виде солей кальция и
железа (CaSO4, FeSOJ. При мокром обогащении угля содержа-
ние в нем сульфатной серы снижается за счет растворения в моеч-
ных водах таких солей, как FeSO4.
§ 14.	Методы обогащения угля
Процесс обогащения угля заключается в освобождении его
от сопровождающей пустой породы и минеральных примесей, в
результате чего происходит увеличение содержания в нем горю-
чего вещества.
К основным методам обогащения угля относятся:
1)	ручная породоотборка, при которой из угля отбирают вруч-
ную куски породы, обычно отличающиеся по цвету, блеску или
форме от кусков угля;
2)	обогащение по трению и форме, основанное на разности коэф-
фициентов трения и различии в форме кусков угля и породы;
3)	гравитационные методы, основанные на разности удельных
весов угля и породы; эти методы в свою очередь разделяются на
обогащение: а) в тяжелых жидкостях и суспензиях, б) в восходя-
щей струе воды, в) в отсадочных машинах, г) в желобных аппара-
тах, д) на концентрационных столах, е) пневматическое (воздушное);
4)	обогащение флотацией, основанное на избирательной смачи-
ваемости водой частиц угля и породы, что позволяет их разделять.
Среди способов, основанных на разности удельных весов угля
и породы, наибольшее распространение в углеобогатительном деле
получили процессы, основанные на отсадке, при которой уголь под-
вергается в отсадочной машине действию переменной по направле-
нию струи воды — восходящей и нисходящей.
Отсадочная машина представляет собой ящик, который напол-
нен водой и разделен перегородкой на два отделения — отсадочное
и поршневое. В первом имеется неподвижное решето, на котором
38
.лежит подвергаемый обогащению уголь, а во втором имеется пор-
шень, которому сообщается вертикальное возвратно-поступательное
движение при помощи особого механизма.
Во время хода поршня вниз вода устремляется вверх через
отверстия решета, и находящийся на последнем уголь подвергается
действию восходящей струи. При движении поршня вверх вода
опускается, и надрешетный продукт подвергается действию нисхо-
дящей струи.
В результате действия переменных восходящих и нисходящих
струй происходит расслаивание по удельному весу: более легкий
уголь выносится наверх и удаляется движущейся водой, а тяжелые
зерна породы опускаются на решето.
§ 15.	Брикетирование
Сущность процесса брикетирования состоит в превращении
угольной мелочи или мелочи другого топлива в кусковое топливо
однородной формы, обладающее более высокими теплотехническими
качествами при сжигании или лучшими технологическими показа-
телями при использовании как сырья для полукоксования или гази-
фикации.
Процесс брикетирования каменного угля состоит из следующих
операций: 1) приемка угля и связующих добавок, обычно каменно-
угольного пека; 2) грохочение; 3) дробление надрешетного про-
дукта до размеров кусков 0—6 мм; 4) сушка угля с улавливанием
образующейся пыли и дополнительным грохочением и дроблением;
5) подготовка пека, т. е. дробление его или плавление; 6) распыле-
ние пека и смешение его с углем; 7) разогрев смеси угля с пеком пе-
ред прессованием; 8) прессование; 9) выдача и охлаждение брикетов.
В отдельных случаях при высокой зольности исходного угля
вводится еще операция предварительного обогащения угля.
Для брикетирования бурого угля, особенно молодого, нет не-
обходимости в применении связующих добавок, так как необходи-
мая прочность брикета создается благодаря высокому давлению
(до 2000 ат) при прессовании.
Однако вследствие высокой влажности бурых углей приобре-
тает особо важное значение процесс сушки.
Схема брикетирования бурых углей предусматривает следую-
щие операции: 1) приемку угля, 2) грохочение, 3) дробление,
4) сушку угля с улавливанием угольной пыли, 5) вторичное гро-
хочение и додрабливание более крупных кусков с возвращением
на сушку, 6) выдерживание и охлаждение для выравнивания тем-
пературы и влажности угля, 7) прессование под высоким давлением,
8) выдачу и погрузку брикетов.
В данной главе, приведены лишь сведения общего характера о
процессах механической переработки угля — грохочении, дробле-
нии, обогащении и брикетировании, учитывая, что более детальное
изучение этих процессов проводится по курсу, посвященному про-
цессам и аппаратам производства искусственного жидкого топлива.
ЧАСТЬ ВТОРАЯ
ПРОЦЕССЫ СУХОЙ ПЕРЕГОНКИ ТОПЛИВА
И ПЕРЕРАБОТКИ СМОЛ
Глава IV
ОБЩИЕ ОСНОВЫ ПРОЦЕССОВ СУХОЙ ПЕРЕГОНКИ.
ВЫСОКОТЕМПЕРАТУРНОЕ КОКСОВАНИЕ
§ 16.	Понятие о процессе сухой перегонки
Заводы искусственного жидкого топлива являются потреби-
телями: кокса или полукокса для получения из них путем гази-
фикации водяного или синтез-газа; смол и их фракций, из которых
в результате процесса деструктивной гидрогенизации получают
высокосортное светлое моторное топливо; коксового газа, исполь-
зуемого в некоторых случаях для получения водорода или синтез-
газа необходимого состава; наконец, газовый бензин и бензол,
получаемые в результате полукоксования и коксования угля,
могут быть использованы в качестве компонентов светлого мотор-
ного топлива.
Все перечисленные продукты — кокс, полукокс, смола, коксо-
вый газ, газовый бензин, сырой бензол — получаются в результате
процессов, объединяемых под общим названием процессов сухой
перегонки топлива, сущность которых состоит в нагреве топлива
в особых печах без доступа воздуха, т. е. в условиях, когда горе-
ние топлива не допускается.
При сухой перегонке твердого топлива происходит его разложе-
ние с образованием летучих и нелетучих продуктов разложения.
Глубина разложения увеличивается с ростом температуры сухой
перегонки, находясь также в зависимости от природы и состава
топлива и условий перегонки. При этом для одного и того же топ-
лива состав, количество и свойства продуктов, получаемых при
его сухой перегонке, сильно различаются в зависимости от усло-
вий перегонки, особенно от температуры нагрева.
Начало термического разложения топлива зависит от его хими-
ческого состава и характеризуется выделением газа и смолы. Тем-
пература, при которой начинается это выделение, колеблется в
широких пределах. Как правило, чем более богато топливо кисло-
родом, тем ниже его начальная температура разложения (см. табл. 5).
Процесс сухой перегонки протекает следующим образом. Вна-
чале при температуре 100—115° из топлива выделяется влага, а.
40
Таблица б
Начальная температура разложения разных видов топлива
Топливо	Содержание кислорода, %	Начальная температура разложения, °C
Торф 		33—34,0	160
Бурый уголь (молодой) ....	20—21,0	220
Бурый уголь (старый)		14—17,0	270
Газовый уголь		8—10,0	330
Тощий уголь		2,5	360
Антрацит 		2,0	380
затем при 150—200° выделяется углекислота; при 200—250° на-
чинается уже разложение вещества топлива, усиливается выделе-
ние углекислоты и образуются кислородные соединения, в том числе
пирогенная вода (т. е. вода разложения); при температуре около
300° появляются пары смолы, а между 350—400° происходит интен-
сивное разложение топлива, наблюдается сильное смолообразова-
ние и резко повышается количество выделяющихся газов, которые
в этот период уже становятся горючими, так как содержат кроме
углекислоты значительное количество непредельных углеводоро-
дов, метана и водорода; максимальное выделение смолы происхо-
дит в температурном интервале 425—475°, а когда температура
достигает 550—600°, то выделение смолы прекращается.
Дальнейшее повышение температуры сухой перегонки сопро-
вождается лишь выделением газа; между 550 и 1000° количество
выделяющегося газа в 4—5 раз больше, чем в пределах температур
с 200 до 550°. При 1000—1100° выделение газа прекращается и
получающийся при сухой перегонке твердый остаток содержит
летучих веществ не более 1%. В зависимости от конечной темпера-
туры нагрева различают следующие процессы термической пере-
работки топлива: подсушку, бертинирование, полукоксование (или
низкотемпературное коксование), среднетемпературное коксование,
высокотемпературное коксование.
§ 17.	Подсушка и бертинирование топлива
Подсушка является первой ступенью любого процесса сухой
перегонки. При подсушке происходит удаление внешней, гигро-
скопической и коллоидно-связанной (конституционной) влаги топ-
лива, для чего необходимо разрушение коллоидных комплексов
влаги с угольным веществом. Поэтому для полного удаления влаги
нагрев до 100° оказывается в некоторых случаях недостаточным,
и сушка заканчивается лишь при 110—115°. При сушке в атмо-
сфере воздуха может происходить некоторое окисление топлива,
обычно без заметных внешних изменений, и иногда наблюдается
незначительное газовыделение, свидетельствующее о начале раз-
ложения.
По мере дальнейшего повышения температуры выделение газа
усиливается. При нагреве до 200° выделяющийся из топлива газ
состоит главным образом из углекислоты и водяных паров, кото-
рые получаются за счет изменения органической массы топлива
путем отщепления от входящих в его состав кислородных соеди-
нений. При дальнейшем повышении температуры (выше 200°) в
газе появляется сероводород и увеличивается количество окиси
углерода.
Процесс обработки топлива путем нагрева его до 200—250°
(иногда несколько выше) называют бертинированием.
Количество газа, выделяющегося при бертинировании топлива
(не считая водяных паров, удаляемых при сушке), обычно не пре-
вышает 2—2,5% от веса топлива, но в отдельных случаях дости-
гает 10%.
За счет выделения кислородсодержащих газов (СО2, СО, Н2О)
топливо обогащается углеродом, что приводит к увеличению его
теплотворности.
Как подсушка, так и бертинирование в большинстве случаев
не имеют самостоятельного значения и представляют собой лишь
попутные процессы подготовки топлива к дальнейшей, более глу-
бокой, термической переработке, т. е. полукоксованию или коксо-
ванию.
§ 18.	Полукоксование и коксование топлива
Дальнейшее повышение температуры нагрева топлива продол-
жает усиливать газообразование, которое особенно увеличивается
после 400°. При температуре ~ 350° вместе с газами начинается
выделение смоляных паров, которое достигает максимума при тем-
пературе 425—475° и практически заканчивается при темпера-
туре ~ 600°.
Температурный интервал от 250—300° до 550—600° является
интервалом температур, характеризующих процесс полукоксова-
ния топлива.
Термическое разложение топлива без доступа воздуха при ко-
нечной температуре до 600° осуществляется в специальных полу-
коксовых печах.
В результате полукоксования топлива получается твердый
остаток в печи — полукокс — и парогазовая смесь, охлаждение,
очистка и промывка которой дают смолу с сопутствующей ей водой,
газовый бензин и газ полукоксования.
Процесс сухой перегонки топлива, проводимый при конечной
температуре 900—1100°, называется высокотемпературным коксо-
ванием или просто коксованием.
В результате коксования угля получается твердый остаток
в печи — кокс — и парогазовая смесь, охлаждение, очистка и про-
мывка которой дают смолу с сопутствующей ей водой, аммиак
(в виде водного раствора или сернокислой соли — сульфата аммо-
ния), сырой бензол и коксовый газ.
42
Среднетемпературное коксование проводится при температурах
порядка 750° и не имеет большого промышленного значения. Полу-
чаемые при этом процессе продукты по своей характеристике и
свойствам являются промежуточными между продуктами полуко-
ксования и коксования.
Если процессы подсушки и бертинирования имеют целевым
назначением повышение качества (облагораживание) топлива или
его подготовку к дальнейшей переработке, а полукоксование имеет
целью получение смолы и горючего полукокса, то основной задачей
коксования обычно является получение твердого остатка — кокса,
пригодного для использования в черной металлургии. В некоторых
случаях коксование применяется для получения высококалорий-
ного газа и кокса пониженного качества, который используется
для газификации на водяной газ или в цветной металлургии.
Процессы сухой перегонки требуют затраты тепла и осущест-
вляются в печах разнообразных конструкций с применением раз-
личных методов нагрева топлива.
§ 19.	Коксовые печи
Современные коксовые печи представляют собой горизонталь-
ные узкие камеры длиной до 12—13 м, шириной около 0,4 м и
высотой 4—4,5 м. Печи соединяются в батареи числом до 55—65 пе-
чей в каждой. Обогрев печей производится сжиганием отопитель-
ного газа в обогревательных простенках, расположенных между ка-
мерами и разделенных на отдельные вертикальные колодцы (вер-
тикалы).
Объединение в одну батарею значительного количества периоди-
чески работающих печей позволяет обеспечить равномерную работу
установки в целом.
С целью снижения расхода тепла на обогрев коксовые печи
снабжаются теплообменными устройствами (регенераторами), в ко-
торых тепло отходящих продуктов горения отопительного газа
используется для подогрева отопительного газа и воздуха, необхо-
димого для горения, или только воздуха, в зависимости от приме-
нения для обогрева печей низкокалорийного или высококалорий-
ного отопительного газа.
В современных печах период коксования составляет 12—16 час.,
т. е. каждая коксовая камера должна быть разгружена от кокса
и загружена углем через каждые 12—16 час.
При 65 печах в батарее и 14-часовом периоде коксования каж-
14-60 _
Дые ———- 13 мин. должны производиться выгрузка кокса и
загрузка очередной печи углем. Для выполнения этих операций
в короткий срок они должны быть полностью механизированы,
что обеспечивается наличием ряда механизмов: коксовыталкива-
теля и направляющей тележки для коксового пирога, снабженных
устройствами для съема дверей коксовых камер, загрузочного и
тушильного вагонов.
43
Фиг. И. Схема установки коксовых печей.
Все эти механизмы показаны схематически на фиг. 11.
С торцевой стороны батареи устраивается площадка, непосред-
ственно к которой примыкает угольная башня (бункер), где хра-
нится запас шихты (смеси углей) и из которой производится за-
грузка углем загрузочного вагона.
У одного из концов батареи располагается устройство для туше-
ния кокса, которое представляет собой камеру, снабженную оро-
сительным устройством и вытяжной трубой. Тушильный вагон с
раскаленным коксом быстро подается в эту камеру, где произво-
дится гашение кокса путем заливки его водой.
Охлажденный кокс выдают из вагона на коксовую рампу, кото-
рая представляет собой выложенную чугунными плитами или огне-
упором наклонную площадку. Рампа служит для подсушки кокса
и на ней же производится заливка недотушенного кокса.
При откидывании расположенных вдоль нижнего края рампы
затворов кокс самотеком (благодаря наклону рампы) поступает
на транспортер и направляется в коксосортировку для рассева.
§ 20.	Продукты коксования угля, их характеристика и применение
Примерные выходы продуктов коксования из 1 т угля приво-
дятся в табл. 6. Выходы каждого из продуктов зависят от состава и
свойств перерабатываемого угля и режима работы коксовых печей.
Таблица 6
Выход продуктов коксования из 1 т угля (сухого)
Наименование продуктов	Выход, кг	Выход в вес. % на уголь
Кокс			750—800	75,0—80,0
Каменноугольная смола 		32— 25	3,2—2,5
Аммиак1 (100%)				3,0—2,2	0,3—0,22
Сырой бензол		12—6	1,2—0,6
Коксовый газ		175—140	
	(или 350—280 м3)	17,5—14,0
Вода		28—27	2,8—2,7
Итого . . .	-1000	100
Кокс. Выгружаемый из коксовых печей рядовой кокс под-
вергается сортировке (грохочению) на три класса: куски больше
25 мм являются металлургическим коксом, который направляется
на доменные печи для выплавки из руды чугуна; куски 15—25 мм
или 12—25 мм (орешек) являются хорошим топливом для получе-
ния водяного газа; куски меньше 15 мм или 12 мм (коксовая ме-
лочь) применяются как котельное топливо. Выход металлургиче-
1 С включением аммиака, содержащегося в воде, сопутствующей смоле.
45
ского кокса составляет примерно от рядового кокса 92%,
орешка 5%, мелочи 3%.
Металлургический кокс хорошего качества должен содержать
не более 5—6% влаги, 8—9% золы и 1% серы. Нормально выжжен-
ный кокс имеет серебристо-серый цвет, в порошке — черный. Кокс
должен обладать большой сопротивляемостью раздавливанию и
истиранию, так как он должен выдерживать, не измельчаясь, да-
вление, которое оказывает на него загрузка доменной печи, и те уси-
лия, которые он испытывает, перемещаясь вниз по шахте домны.
Целью коксования является иногда получение кокса понижен-
ного качества (непригодного для использования в доменных печах)
для применения в цветной металлургии или для газификации на
водяной газ с последующим получением из него водорода или спе-
циальных газов для синтеза углеводородов, аммиака и др.
Коксовый газ. Количество коксового газа составляет
300—350 м3 на 1 т сухого угля; состав газа зависит от свойств
перерабатываемого угля и от режима коксования. В ходе процесса
коксования количество и состав газа значительно изменяются:
в начальный период выделяется наибольшее количество газа, бо-
гатого метаном; в конечный период газовыделение уменьшается;
в газе резко возрастает содержание водорода, а содержание метана
уменьшается. Так как в состав коксовой установки входит значи-
тельное количество коксовых камер, процесс коксования в которых
сдвинут во времени, то средний состав коксового газа, получаемого
с установки, практически остается постоянным.
Примерный состав коксового газа из современных коксовых пе-
чей (в процентах по объему):
Водорода ............................55—60
Метана...............................23—25
Окиси углерода....................... 6—7
Углекислоты ......................... 2—3
Углеводородных газов.................2—2,5
Кислорода............................0,3—0,5
Азота ..........................  .	.	6—7
Кроме того, газ содержит водяные пары, примеси сероводорода,
цианистого водорода (HCN) и некоторое остаточное количество
паров бензола и нафталина. Теплотворность коксового газа дости-
гает 4000 ккал/м3.
Коксовый газ может быть использован самостоятельно или в
смеси с менее калорийными газами для обогрева различных про-
мышленных печей, в том числе и коксовых. Так как обогрев коксо-
вых печей не требует сжигания газа высокой теплотворности, то в
настоящее время они часто обогреваются доменными и генератор-
ными газами с тем, чтобы коксовый газ мог найти более квалифи-
цированное применение.
Коксовый газ после дополнительной очистки от сероводорода
(H2S) и нафталина (С10Н8) находит широкое применение для
бытового газоснабжения, а также используется для производ-
ства водорода способом глубокого охлаждения. В определенных
46
условиях, при высоком давлении и низкой температуре, составные
части коксового газа, за исключением водорода, почти полностью
переходят в жидкое состояние и таким образом отделяются от водо-
рода. Полученный водород может быть использован при произ-
водстве искусственного жидкого топлива. В некоторых случаях
коксовый газ применяется для поддува в газогенераторы при полу-
чении синтез-газа, являющегося сырьем в производстве синтети-
ческого жидкого топлива.
Смола. При охлаждении поступающей из коксовых печей
парогазовой смеси конденсируются содержащиеся в ней смоляные
и водяные пары с получением смолы и воды. Выходы смолы соста-
вляют 2,5—3,2% на загруженный уголь. Каменноугольная смола
представляет собою вязкую жидкость от темнокоричневого до чер-
ного цвета, обычно удельного веса от 1,14 до 1,25. Коксовая смола
вследствие перегрева и разложения ее паров в период их пребыва-
ния в камере коксования содержит главным образом ароматиче-
ские соединения (бензол, нафталин, антрацен, их гомологи и др.).
Коксовая смола применяется в толевом производстве, для кон-
сервирования древесины и при производстве кислотоупорного кир-
пича. Однако в настоящее время коксовая смола обычно перераба-
тывается на ряд ценных продуктов.
Масла, получаемые при разгонке смолы, применяются в произ-
водстве рубероида (кровельный материал) и искусственной олифы,
используются для пропитки древесины и т. д. На основе нафта-
лина, антрацена и фенантрена, выделяемых из каменноугольной
смолы (масел), изготовляются различные красители, лечебные
препараты, растворители, взрывчатые вещества и другие продукты.
Из каменноугольных масел получают также фенол и его производ-
ные, которые находят применение в производстве пластических
масс, красителей, лечебных препаратов и др.
Аммиак. Сырой коксовой смоле сопутствует вода, которая
называется надсмольной, так как, конденсируясь одновременно
со смолой, она располагается поверх слоя смолы, удельный вес
которой выше единицы, т. е. больше удельного веса воды. В над-
смольной воде содержится в растворенном состоянии ряд химиче-
ских соединений, наиболее важными из которых являются аммиак
и фенолы.
Аммиак выделяется путем его отгонки при нагреве воды. Часто
из воды извлекают и фенолы главным образом в целях обезвре-
живания ее.
Основное количество аммиака получают в результате промывки
поступающей из печей парогазовой смеси серной кислотой или во-
дой. В первом случае получается сернокислая соль аммиака —
сульфат аммония [(NH4)2SO4J, а во втором — слабая аммиачная
вода, которая после соответствующей переработки в колоннах пре-
вращается в концентрированную аммиачную воду или нашатыр-
ный спирт.
Общий выход аммиака из надсмольной воды и путем промывки
парогазовой смеси составляет 0,22—0,30% от сухого угля.
47‘
Бензол. Извлечение из парогазовой смеси бензольных угле-
водородов, или так называемого сырого бензола, производится
путем промывки газа поглотительным маслом. Из насыщенного
бензолом масла отгоняют путем нагрева сырой бензол. Освобожден-
ное от бензола масло после его охлаждения возвращается на про-
мывку газа.
Количество сырого бензола составляет 0,6—1,2?4 (от сухого
угля), причем в это количество входит и бензол (легкое масло),
получаемый при разгонке смолы.
Сырой бензол является смесью нескольких химических веществ,
при переработке которой получают чистый бензол, толуол, ксилол
и др. Эти продукты применяются как сырье для производства кра-
сителей, лекарственных и взрывчатых веществ, а также могут быть
использованы в качестве составных частей светлого моторного
топлива.
Глава V
НИЗКОТЕМПЕРАТУРНАЯ ПЕРЕГОНКА ТОПЛИВА -
ПОЛУКОКСОВАНИЕ
§ 21.	Общие сведения
Процесс полукоксования или низкотемпературного коксования
известен в течение уже около столетия. Этот процесс используется
для переработки различных видов топлива: торфа, сланцев, бурого
и каменного углей, с получением продуктов разнообразного ассор-
тимента и качества.
Из разных видов торфа для полукоксования рекомендуются
верховые торфы с высокой степенью разложения, у которых со-
держание золы обычно не превышает 5—7%, тогда как в низинных
торфах оно доходит обычно до 15% и более.
При полукоксовании кускового торфа влажностью около 35%
получаются следующие продукты (средние данные) в %:
Полукокс .............................. 30
Смола . ‘............................... 7
Газ................................ 22,5 (200 .и3)
Надсмольпая вода...................... 40,5
Торфяной полукокс содержит 3,5—6,0% влаги, 12—15°6 золы,
0,2—О,3?4д серы, дает до 15% летучих и может быть использован для
газификации или как топливо.
Смола содержит значительное количество кислородных соеди-
нений и используется для производства масел, креолина и торфя-
ного пека. Возможно ташке получение восков и парафина.
До настоящего времени процесс полукоксования торфа широкого
распространения не получил.
Горючие сланцы являются благоприятным сырьем для сухой
перегонки с целью получения жидких топлив и смазочных продук-
тов. Сланцы содержат значительное количество золы, вследствие
чего твердый остаток, получающийся при их перегонке, обычно не
представляет ценности.
Богатые сланцы характеризуются содержанием органической
массы 30—40 ?о и выше, золы 50—60% и дают при полукоксовании
выход смолы 20—22%.
4 Зак. № 2242.
49
Органическая масса горючих сланцев богата водородом, и благо-
даря этому получаемая при полукоксовании сланца смола обычно
является сырьем, вполне приходным для дальнейшей переработки
на моторное топливо и масла.
Переработка сланца в камерных печах при температурах, пре-
вышающих 800°, являющаяся по существу процессом коксования,
имеет основным назначением получение высококалорийного бы-
тового газа.
Бурые угли в течение ряда десятилетий широко используются
для переработки их методом полукоксования.
Бурые угли характеризуются высокой влажностью и сравни-
тельно значительным содержанием золы. Выход смолы на горю-
чую массу обычно составляет 8—1(Ж.
Выходы первичных продуктов, получаемые при полукоксова-
нии германских бурых углей, в расчете на горючую массу угля
составляют (в %):
Полукокса............................57—50
Смолы................................8—15
Газа................................. 7—8
Подсмольной воды.....................27—28
Содержание золы в полукоксе 22—30%, влаги 3—4%.
Сочетание процесса полукоксования с производством электро-
энергии и с процессом производства искусственного жидкого топ-
лива методами гидрогенизации и синтеза из газов может создать
благоприятные условия для развития промышленности полукоксо-
вания.
При полукоксовании каменных углей основной задачей в боль-
шинстве случаев является получение прочного качественного полу-
кокса. Попутно получается смола. При полукоксовании сапропе-
литовых (обычно многозольных) углей, которые дают значительные
выходы смолы, последняя представляет собой основной целевой
продукт, а полукокс в большинстве случаев является малоценным
отходом производства, в лучшем случае находящим применение как
низкокачественное топливо.
В соответствии с указанным, для полукоксования каменных
углей выбираются угли невысокой зольности, дающие прочный
малозольный полукокс. Одновременно необходимо, чтобы угли
давали возможно больший выход смолы (8—10?4).
§ 22.	Основные условия ведения процесса полукоксования
Качество и количество продуктов полукоксования зависят от
условий ведения процесса и свойств исходного сырья. Так как
основные зависимости процесса являются более или менее общими
для различных видов топлива, то дальнейшее изложение дается
применительно к одному виду топлива — каменному углю.
Основными условиями ведения процесса являются: температура,
скорость нагрева, время пребывания горючего в том или ином тем-
пературном интервале, условия и скорость отвода летучих про-
50
дуктов перегонки. В связи с этим имеют значение величина кусков
подвергаемого переработке горючего, толщина слоя, метод и усло-
вия обогрева.
Влияние температуры на процесс на примере выхода газа из
различных углей показывает фиг. 12, на которой нижняя и верх-
няя кривые дают выходы газа при различных температурах пере-
гонки соответственно для более старых и более молодых углей.
Фиг. 13 показывает влия-
ние температуры на выход
смолы, получаемой при пере-
работке молодого газового
угля. На фиг. 13 дана также
кривая удельного веса смолы,
возрастающего по мере уве-
личения температуры, вслед-
ствие увеличения содержа-
ния в смоле тяжелых соста-
вляющих (пека).
Составы газа и смолы зна-
чительно изменяются по мере
повышения температуры, при-
чем при температуре около
500° наблюдается перелом.
Выше этой температуры
начинается заметное протека-
ние вторичных реакций раз-
ложения, приводящее к сни-
жению количества углеводо- фиг. 12. Зависимость выхода газа от
родов в газе и разложению	температуры коксования.
неустойчивых соединений,
входящих в состав смолы. Результатом является увеличение со-
держания пека и уменьшение содержания легких фракций в
смоле
Существенное влияние на выход и состав смолы оказывают
условия отвода летучих продуктов перегонки из печи.
Чем меньший срок летучие продукты находятся в зоне повы-
шенных температур, тем менее они подвергаются изменениям. Обе-
спечив быстрый отвод летучих продуктов и предохранив их от пе-
регрева, можно получить смолу, весьма мало затронутую процес-
сами вторичных изменений и наиболее близко соответствующую
свойствам исходного сырья. Понятно, что выход такой смолы будет
наибольшим.
С изложенным выше тесно связано влияние на процесс скорости
нагрева и размера кусков топлива. При медленном нагреве подвод
тепла происходит медленно и равномерно, выделяющиеся продукты
разложения успевают пройти через слой топлива к выходу из печи,
мало подвергаясь процессам вторичного разложения. В этих усло-
виях можно получить смолу, в значительной степени сохранившую
свои индивидуальные особенности.
4*
51
Прп быстром подъеме температуры в печи неизбежно наличие
значительной разности температур в отдельных точках и в связи
с этим появление участков, нагретых до высоких температур, пре-
вышающих температуры разложения первичных продуктов. По-
этому пары смолы будут подвергаться частичному разложению с
одновременным протеканием реакций конденсации и полимеризации
и с изменением состава смолы. Крекингом и пиролизом продуктов
первичного разложения топлива объясняется резкое снижение
Фиг. 13. Влияние температуры коксования на выход
газа и смолы и на удельный вес смолы.
1 — выход смолы; 2 — выход газа; 3 — уд. вес смолы.
выходов смолы при переходе от низкотемпературного коксования
к высокотемпературному, сопровождающееся одновременным рос-
том выходов газа.
Аналогичные явления имеют место в зависимости от размера
кусков топлива, подвергаемого полукоксованию. Так как тепло-
проводность угля и полукокса невелика и составляет всего 0,16—
0,18 ккал/м2 час °C, то при быстром нагреве отдельных кусков
топлива наружная часть куска оказывается нагретой значительно
больше, чем внутренняя. Продукты разложения, выделяющиеся
во внутренней части куска, вынуждены проходить горячие поверх-
ностные слои кусков топлива и разлагаются с выделением газа и
смоляного кокса. В связи с этим происходит уменьшение выхода
смолы. Таким образом, чем меньше куски перерабатываемого топ-
лива, тем больше выход смолы. В табл. 7 приведены выходы про-
дуктов при полукоксовании кусков угля размером 20—30 мм и
100 -120 мм.
Отрицательно сказывается на выходе смолы и увеличение тол-
щины слоя топлива в печи.
52
Таблица 7
Зависимость выхода продуктов полукоксования
Размер кусков угля, ЛМ1	Выход продуктов ПОЛуКОК- совання в % на сухой уголь		Летучих в полукоксе, О' /о
	смола	полукокс	
20—30	10,3	41,4	8,8
100-120	8,1	40,3	10,3
Данные многих исследователей о влиянии скорости нагрева топ-
лива на выход первичной смолы разноречивы. Обычно считают,
что более медленный нагрев топлива приводит к увеличению выхо-
дов смолы.
Однако для многих твердых топлив, у которых парообразные
продукты перегонки более устойчивы при высокой температуре,
ускорение нагрева повышает выход смолы при условии быстрого
отвода парогазовой смеси из печи.
Температура, скорость нагрева угля и скорость отвода из пе-
чей летучих продуктов зависят также от количества газа-тепло-
носителя, подаваемого в печи.
§ 23.	Классификация полукоксовых печей
Классификация многочисленных существующих или только
предложенных к осуществлению полукоксовых печей может быть
произведена по различным признакам. Так, по характеру работы
печи могут быть разделены на периодически дей-
ству ю щ не и н о п р е р ы в и о д е й с т в у го щ ио, а в за-
висимости от того, находится ли работающая печь в состоянии покоя
нлп движения, на н е п о д в и ж н ы е и подвижные
(обычно вращающиеся).
Конструктивно лечи могут быть разделены на вертикаль-
ные п гори з о нт а л ь н ы е или на печи с вертикальным и
горизонтальным перемещением топлива.
Перемещение топлива в вертикальных печах происходит за
счет силы тяжести, причем в ряде конструкций производится пере-
мешивание загрузки при помощи вращения печи или отдельных
ее частей, что предохраняет топливо от слеживания, спекания
и местных перегревов. В горизонтальных печах перемещение топ-
лива достигается за счет вращения печп (барабанные печи), или за
счет наличия в печи движущихся частей (например, вагонеток в
тоннельных печах).
В зависимости от толщины рабочего слоя угольной загрузки печи
можно разделить на работающие с тонким слоем и рабо-
тающие с толстым слое м.
53
В зависимости от пригодности для переработки тех или иных
видов сырья печи могут быть разделены на печи для спекаю-
щегося сырья и печи для неспекающегося сырья.
В зависимости от принципа обогрева все печи можно разделить
на печи с внешним обогревом и печи с внутрен-
нимобогревом.
В дальнейшем изложении именно этот последний признак поло-
жен в основу разделения типов и конструкций печей.
§ 24.	Внешний и внутренний обогрев печей
процесса полукоксования
тепла.
Расход тепла на полуко-
ксование топлива складывает-
ся из следующих отдельных
тепловых затрат:
1)	на испарение влаги топ-
лива;
2)	на нагрев топлива до
температуры начала его раз-
ложения (200—220°);
3)	на нагрев топлива от
температуры разложения до
температуры окончания про-
цесса (550—600°);
4)	на испарение и нагрев
паров пирогенной воды и
смолы и на нагрев газов по-
температуры, при которой
В практических условиях проведение
значительных количеств
требует затраты сравнительно
Фиг. 14. Методы обогрева полукоксо-
вых печей.
а — внешний обогрев; б — внутренний обо-
грев.
лукоксования и газа-теплоносителя до
они выходят из печи;
5) на покрытие потерь тепла поверхностью печного агрегата в
окружающую среду.
Расход тепла на полукоксование зависит от вида перерабаты-
ваемого топлива и системы печей. Для каменного угля влаж-
ностью 5—10% минимальный расход тепла составляет 300—
350 ккал на 1 кг угля, поступающего на полукоксование. Однако
в практических условиях эта величина значительно больше (при-
мерно на 50%).
Необходимое для процесса полукоксования тепло может быть
передано топливу двумя различными способами (фиг. 14):
1) путем внешнего обогрева а, когда стенки камеры, в которую
загружен уголь, обогреваются извне горячими продуктами горения,
полученными в результате сжигания отопительного газа в отдельной
топке;
2) путем внутреннего обогрева б, когда в камеру с загружен-
ным углем вдувается нагретый газ (или пар)-теплоноситель, кото-
рый, соприкасаясь с кусочками топлива, передает им непосредствен-
но свое тепло.
В качестве теплоносителя может быть использован также и
твердый материал, например раскаленный полукокс.
При первом способе теплопередачи осповпоо значение имеет
теплопроводность, а при втором — главную роль играет конвек-
тивный теплообмен.
а
Зам
Полукокс
Уголь
в-
□
□
□
Продукты
।горения
 вода
Масло
JL Саз
5	-
Вода\
Мвдло
Смола
Полукокс
Воздух
Фиг. 15. Схемы обогрева полукоксовых печей.
а — внешний обогрев; б — внутренний обогрев.

г
з Г к'
Принципиальные схемы установок внутреннего и внешнего
обогрева представлены на фиг. 15 на примерах вертикальной ка-
мерной и шахтной печей. Эти схемы позволяют уяснить отличи-
тельные особенности методов внешнего и внутреннего обогрева и
установить некоторые преимущества и недостатки каждого из них.
В обоих случаях топливо загружается в печь 1 сверху и выгру-
жает снизу. В случае внешнего обогрева рабочее пространство
печи может представлять собой камеру или реторту непрерывного
или периодического действия. Важно, что во всех случаях пере-
55
рабатываемое топливо изолировано от нагревающего печь тепло-
носителя (дымовых газов). По сторонам рабочего пространства печи
находятся топочные каналы (дымоходы), которые так же, как и
печь, могут иметь различное устройство и расположение.
Обогрев производится путем сжигания в топке 6 отопительного
газа. Продукты горения, пройдя дымоходы и отдав свое тепло
(через стенку камеры) загрузке печи, дымососом выбрасываются
в атмосферу. Для лучшего теплопспользования печи снабжают
регенераторами или рекуператорами, в которых тепло отходящих
продуктов горения используется для нагрева воздуха или для
других целей.
Летучие продукты полукоксования по выходе из печи поступают
в холодильник 2, смол о отделитель 3 и затем .эксгаустером (газо-
дувкой) 4 подаются в скруббер 5. В холодильнике 2 происходит
конденсация и выделение влаги и части смолы: более полно по-
следняя выделяется в смолоотделителе 3, который часто устана-
вливается после эксгаустера 4. В этом случае последний является
предварительным смолоот делителем. Установка смолоотделителя
после эксгаустера уменьшает число аппаратов, работающих под
разрежением, к чему всегда следует стремиться. Каждый аппарат,
работающий под разрежением, увеличивает возможность подсоса
воздуха, что, с одной стороны, приводит к разбавлению и снижению
ценности газа, а с другой, — может привести к образованию взрыво-
опасных смесей.
После эксгаустера газ проходит в скруббер 5, орошаемый погло-
тительным маслом. Здесь происходит улавливание газового бен-
зина, после чего газ направляется для его использования. Во мно-
гих случаях газ, как это показано на схеме, используется для сжи-
гания в топке 6', т. е. для обогрева печей. На случай нехватки этого
газа и в период пуска печей используется газогенератор 10. Воздух
для газификации подается воздуходувкой 9, которая подает также
и воздух для сжигания газа в топке 6.
Объем проходящих через конденсационную аппаратуру лету-
чих продуктов невелик, в связи с чем аппаратура имеет неболь-
шие размеры. Кроме того, благодаря небольшому объему паро-
газовой смеси концентрация содержащихся в ней смоляных паров
и газового бензина сравнительно высока, что облегчает их выделе-
ние и улавливание.
В печах внутреннего обогрева в шахту печи, непосредственно
в угольную загрузку, подается нагретый газ-теплоноситель. Подача
производится через фурменное кольцо 11. Пройдя снизу вверх
шахту печи, теплоноситель в смеси с летучими продуктами полу-
коксования поступает затем в аппаратуру конденсации и улавли-
вания: холодильник 2, смолоотделитель 3, эксгаустер 4, скруб-
бер 5.
После скруббера часть газа возвращается в нагревательные
устройства и после нагрева вновь подается в печь как теплоноситель.
На схеме фиг. 15 нагрев газа-теплопосителя производится в сек-
ционном трубчатом нагревателе 7.
56
Другая часть газа подается к топке нагревателя 7, где сжигается,
т. о. служит для нагрева газа-теплоносителя. На случай нехватки
Т'ГТ'ТГГ 1ТЛ1Т ПРПЛ ’ТТ <1ТТТГГТ	ТТТТГГ nniH'HV ТТЛТО'М о ТЯТ’Ч.'Л 1ЛТЛИ ТТЛТЛТЛП-'
idod rulil lit ilVyf,li?ovl)CA4.1TI/l vlv f J.4/Л	А 11Л l^VtlVAA, IX JUll/MV »1 j-'AX JUJ \ MV
печен нагрев теплоносителя осуществляется путем сжигания гене-
раторного газа, который получается в газогенераторе 10. Воздух
для газификации и к газовым горелкам нагревателя 7 подается
воздуходувкой У. Продукты горения выбрасываются в атмосферу
дымососом 8.
' В большинстве случаев часть обратного газа после скруббера 5
подается в нижнюю часть шахты печи для охлаждения полукокса.
Соотношение между объемами газа для охлаждения полукокса
и газа-теплоносителя, а также температура нагрева последнего
подбираются таким образом, чтобы на уровне фурменного кольца
газовая смесь имела заданную температуру порядка 600°.
На установках внутреннего обогрева через конденсационную
аппаратуру проходят не только летучие продукты полукоксования,
но и циркулирующий в системе газ-теплоноситель, количество
которого достигает 1000 .и3 на 1 т загрузки и более. В связи с
этим размеры конденсационной аппаратуры резко увеличиваются.
Расход энергии и воды возрастает и затрудняется извлечение из
парогазовой смеют смолы и газового бензина вследствие снижения
их концентрации в циркулирующем газе.
Несмотря на эти недостатки, принцип внутреннего обогрева
получил широкое распространение в промышленности, что объяс-
няется рядом серьезных преимуществ, к основным из которых отно-
сится возможность создания агрегатов значительной производи-
тельности (300 mfcymKu и более) при сравнительной простоте
к<шструкции печей.
Наличие в печах внутреннего обогрева противоточного нагрева
топлива способствует тому, что некоторые изменения температуры
полукокс,овапия не оказывают существенного влияния на качество
полу чаюя ieii с я смолы.
§ 25. Сравнительные выходы и характеристики продуктов
полукоксования из печей с внешним и внутренним обогревом
Основными продуктами полукоксования угля являются полу-
кокс п смола.
В печах внешнего обогрева, работающих с тонким слоем угля,
обычно выход полукокса несколько ниже, чем в печах внутреннего
обогрева, и полукокс получается мелким, что зависит от необхо-
димости применения для полукоксования мелких классов угля.
Выход смолы в печах внешнего обогрева с тонким слоем топлива
обычно выше (приблизительно на 15%), чем в печах внутреннего
обогрева.
В печах внешнего обогрева, работающих с толстым слоем топ-
лива, получаемый полукокс нередко оказывается неравномерно
выжженным с увеличенным выходом из него летучих. Вследствие
значительного разложения паров смолы в таких печах плотность
67
получаемой смолы обычно меньше, чем смолы, получаемой из пе-
чей внутреннего нагрева, и выход легких фракций при разгонке
больше (см. табл. 8).
Таблица 8
Характеристика смолы полукоксования, полученной в печах
внутреннего и внешнего нагрева
Характеристика смолы	Внутренний нагрев	Внешний нагрев
Плотность при 20°			1,064	1,024
ву60		13,7	2,5
Не растворимые в бензине вещест- ва, %		 Отгоняется до 270°, % 		32,8	18,7
	23,1	43,3
Следует указать, что при некоторых условиях проведения про-
цесса полукоксования и с учетом выхода газового бензина различие
между продуктами полукоксования, полученными в печах внеш-
него и внутреннего обогрева, сказывается не так резко.
§ 26. Методы нагрева теплоносителя
Нагрев газового теплоносителя может быть осуществлен раз-
личными способами, а именно.
1.	Нагрев в аппаратах типа рекуператоров или теплообменни-
ков. Тепло сообщается в этом случае газу-теплоносителю через
металлическую или керамическую стенку от горячих продуктов
горения какого-либо топлива, сжигаемого в специальной топке.
Аппараты этого типа работают непрерывно, без периодического
переключения газовых потоков. В случае применения металли-
ческих нагревателей (обычно трубчатых) возможная температура
нагрева ограничивается жаростойкостью примененного металла.
Керамические аппараты дают возможность работы при более высо-
кой температуре; однако они более громоздки вследствие меньшего
коэффициента теплопередачи и менее герметичны.
2.	Нагрев путем сжигания части циркулирующего газа и смеши-
вания горячих продуктов горения с основным потоком газа-тепло-
носителя. Недостатком метода является разбавление газа про-
дуктами горения — углекислотой (и азотом). В случае, когда рас-
ход тепла на процесс невелик, это разбавление, однако, не оказывает
существенного влияния, особенно при использовании газа в
качестве отопительного. Нагрев теплоносителя ведется непре-
рывно.
3.	Нагрев в аппаратах насадочного типа, когда тепло сообщается
газу-теплоносителю раскаленной огнеупорной насадкой. Работа
проводится периодически: насадка в течение определенного периода
времени разогревается путем пропускания через нее горячих про-
58
дуктов горения, получаемых в результате сжигания в специальной
топке горючего, обычно отопительного газа.
После того, как насадка достаточно разогрета, через нее про-
пускают подлежащий нагреву газ-теплоноситель. Для обеспечения
непрерывности работы устанавливаются два аппарата: в то время
как в одном идет нагрев теплоносителя, в другом идет разогрев
насадки.
Аппараты этого типа выполняются обычно в виде заполненных
насадкой башен, напоминающих кауперы (подогреватели воздуха)
доменных печей.
Недостатками метода являются периодичность работы, требую-
щая наличия системы переключающих устройств, и периодические
колебания температуры нагретого газа-теплоносителя.
§ 27. Системы печей с внешним обогревом
Из многочисленных конструкций полукоксовых печей с внеш-
ним обогревом (их производительность не более 100 т угля в
сутки) ниже дается описание одной из наиболее совершенных
конструкций, именно печей системы Гейссена. Эти печи могут слу-
жить примером вертикальных, вращающихся, непрерывно дей-
ствующих печей для полукоксования угля в тонком слое.
Печь системы Гейссена состоит из двух цилиндров из жароупор-
ной литой стали (фиг. 16). Внутренний цилиндр 1, заканчиваю-
щийся вверху конусной частью 6, имеет волнистую поверхность и
при помощи приводного устройства вращается со скоростью при-
мерно 30 оборотов в час. Наружный неподвижный цилиндр 2 имеет
отверстия для выхода летучих продуктов полукоксования и вверху
заканчивается загрузочным устройством. Отверстия на внешнем
цилиндре размещены лишь на определенных участках его поверх-
ности, и против них устроены сборные коллекторы, из которых
продукты перегонки по патрубкам 5 отводятся в систему конден-
сации.
Против остальной поверхности внешнего цилиндра размещен
футерованный кожух, так что между ним и цилиндром получается
полость. На фиг. 16 в правой части печь разрезана по кожуху,
а в левой части — по коллектору для отвода летучих продуктов.
Вся печь опирается на общий железобетонный фундамент.
Внутри вращающегося цилиндра расположен неподвижный
шамотный цилиндр 3 (камера горения), в котором сжигается при
помощи горелки 4 отопительный газ. Продукты горения выходят
из цилиндра сверху, опускаются вниз по кольцевому пространству
между шамотным и стальным вращающимся цилиндрами и передают
тепло слою топлива. При этом металлические части печи не сопри-
касаются непосредственно с пламенем, что предохраняет их от
перегрева и коробления. Внизу по переходным каналам 8 продукты
горения попадают в полость между наружным стальным цилин-
дром и кожухом печи, проходят ее снизу вверх, дополнительно
обогревая угольную загрузку, а затем выбрасываются в атмосферу.
59
Печь загружается непрерывно. ^го.чь медленно опускается гю
кольцевому пространству между стальными цилиндрами, и полу-
кокс выгружается по лотку 7. Вращение внутреннего волнистого
цилиндра обеспечивает перемешивание загрузки и не дает ей спе-
каться и слеживаться. Толщина угольного слоя в печи соста-
Фиг. 16. Печь системы Гейссена для
полукоксования в топком слое.
вляет 35—70 .iz.it, в соответствии
с этим печь может работать
лишь на мелком угле. Благода-
ря интенсивной передаче тепла
печь диаметром 2.2 м и вы-
сотой 7 м в состоянии пропу-
стить в сутки до 100 т бурого
угля влажностью 15—20% . Бла-
гоприятные условия отвода ле-
тучих продуктов полукоксова-
ния позволяют получать высо-
кие выходы СМ‘>ЛЫ.
Описанная печь в последние
годы значительно усовершенст-
вована, и в частности, тяжелая
литая вращающаяся часть за-
менена простой трубой из спе-
циального кремнистого метал-
ла — спхромаля. что значитель-
но упрощает сборку и разборку
печи и снижает ее стоимость.
Последняя конструкция печи
представлена схематически на
фиг. 17 (системы Гепсссн-Борзиг).
Печь состоит из двух цилинд-
ров: внутренний гладкий мед-
ленно вращается, а неподвиж-
ный наружный снабжен систе-
мой пакленных поверхностей,
содействующих перемешиванию
с.чоя загрузки. Обогрев произ-
водится при помощи горелки,
установленной вверху внутрен-
ней трубы. Продукты горения проходят сверху вниз параллельно
движению слоя топлива, внизу по обводным каналам переходят
в кольцевую полость между наружным цилиндром печи и футе-
рованным корпусом и поднимаются вверх противотоком к дви-
жению топлива. Таким образом, топливо обогревается с двух
сторон.
Выделяющиеся при нагреве пары и газы кратчайшим путем
идут к выходу, собираются в кольцевом пространстве между на-
клонными плоскостями и наружной трубой и отводятся в конден-
сационную аппаратуру. Предусмотрен раздельный отвод паро-
газовой смеси из верхней и нижней части кольцевого пространства,
ГО
что позволяет осуществить раздельный отбор водяных паров, выде-
ляющихся при подсушке угля, и парогазовой смесп полукоксова-
ния.
Производительность печи ре-
гулируется скоростью вращения
и установкой ножа разгрузоч-
ного приспособления. Время
пребывания угля в печи от 2 до
15 мин. Размеры кусочков за-
груженного угля должны быть
до 15 мм, причем содержание
фракции размером до 1 мм не
должно превышать 20—30 %.
Интересно отметить, что более
мелкие частицы проходят через
печь быстрее — за 2—3 мин.,
а более крупные медленнее —
за 10—15 мин., что способствует
получению равномерно проко-
ксованного полукокса.
Медленное вращение внут-
ренней трубы не вызывает за-
метного истирания полукокса,
который получается почти тех
же размеров, какие имеет исход-
ное топливо.
Описываемая усовершенство-
ванная печь имеет полезную
высоту 10 м и диаметр внутрен-
ней трубы 0,4 м. Расход энер-
гии на вращение трубы~0,5кб/п,
толщина слоя загрузки 30—
35 мм. Обращает на себя вни-
мание малая емкость печи по
углю (в печи одновременно на-
ходится всего ~ 350 кг топлива),
что при отсутствии тяжелой
футеровки делает печь нечув-
ствительной . к неожиданным
остановкам и позволяет произ-
водить быстрый разогрев при
пуске.
Производительность печи ука-
занных размеров при работе на
Фиг. 17. Печь системы Гейссена
реконструированная (Гейссена-Бор-
зига).
угле влажностью 15—17% составляет 30—37 mfcymKu. Летучие
продукты полукоксования выходят из печи при температуре около
450°, что предотвращает возможность конденсации смолы в печи.
Парогазовая смесь поступает через газовый коллектор в обогре-
ваемые сухие пылеотделители, где в сухом виде из газа выделяется
61
основная масса пыли. Затем газ проходит смолоотделители и холо-
дильники.
Выход первичной смолы благодаря быстрому отводу паро-
газовой смеси и отсутствию возможности конденсации и разложе-
ния смолы в печи составляет 100% от лабораторного и даже его
превышает. Выход газа составляет примерно 80% от получаемого
при лабораторном полукоксовании в алюминиевой реторте.
§ 28. Системы печей с внутренним обогревом
Шахтная двухзонная печь. Простейшей конструк-
цией полукоксовой печи с внутренним обогревом является шахтная
двухзонная печь, у которой резко выделены две зоны: общая зона
Фиг. 18. Шахтная печь
для полукоксования.
для подсушки и полукоксования угля и зо-
на охлаждения полукокса.
Устройство печи представлено на фиг. 18.
Печь состоит из двух одинаковых и парал-
лельно работающих шахт 1 прямоугольного
сечения 1,8 X 1,8 и высотой 7,5 м. Обе шахты
выложены из шамотного и красного кирпича
и заключены в общий кожух из листового
железа. Для снижения теплопотерь между
кладкой печи и железным кожухом прокла-
дывают слой изоляции. Нижняя и верхняя
части шахт выкладываются из красного хо-
рошо обожженного кирпича, а средняя часть,
(в области высоких температур) выклады-
вается из шамотного кирпича.
На высоте, равной примерно х/3 общей вы-
соты шахты, в уширении кладки расположен
распределительный канал 2, соединяющийся
с шахтой щелевидными отверстиями 6. По
этому каналу, называемому фурменным коль-
цом, и щелевидным отверстиям в печь про-
ходит нагретый газ-теплоноситель.
Часть шахты, расположенная выше фур-
менного кольца, является зоной полукоксо-
вания (вверху этой зоны происходит под-
сушка угля); нижняя часть шахты, располо-
женная ниже фурменного кольца, представляет собой зону охла-
ждения полукокса, которое осуществляется холодным (обратным)
газом, подаваемым в низ шахты.
Соотношение между участками шахты, расположенными выше
и ниже фурменного кольца, зависит от влажности перерабатывае-
мого топлива. Чем ниже влажность, тем относительно меньше мо-
жет быть зона шахты, расположенная выше фурменного кольца, и
наоборот.
Загрузка печи производится периодически (примерно 3 раза
в час) через загрузочную коробку 3, а выгрузка полученного полу-
62
< •
кокса и его гашение водой — через разгрузочное устройство 4
той или иной конструкции. Парогазовая смесь летучих продуктов
полукоксования и водяных паров отводится из шахт через патру-
бок 5 (газослив) и далее поступает в конденсационную аппаратуру.
Уголь, загруженный в шахту в самой верхней ее части, посте-
пенно, по мере выгрузки полукокса, опускается вниз и доходит до
фурменного кольца. На всем этом пути уголь нагревается движу-
щимся навстречу потоком газа-теплоносителя, поступившего в
печь через фурменное кольцо. При этом верхние слои угля подсуши-
ваются, и по мере спускания вниз уголь нагревается с тем, чтобы
в зоне фурменного кольца, в условиях наиболее высокой темпера-
туры, процесс выделения из угля летучих и его полукоксование
закончились. Далее, полученный из угля полукокс постепенно опу-
скается от уровня фурменного кольца в низ шахты, где осущест-
вляется выгрузка полукокса. На этом пути навстречу полукоксу
движется поток холодного (обратного) газа, поступившего в ниж-
нюю часть шахты. Этот газ осуществляет охлаждение полукокса,
нагреваясь за счет его тепла, и, дойдя до фурменного кольца, сме-
шивается с поступающим в шахту газом-теплоносителем.
Таким образом, вся угольная загрузка движется самостоятельно
от верха до низа шахты за счет своего веса.
Топливоподача. Для полукоксования в шахтных не
чах применяется неспекающийся сортированный уголь (обычно
размер кусков 25—60 мм).
Перед подачей в печной цех рядовой уголь подвергается грохо-
чению (с дроблением крупных кусков) для отделения мелочи. По-
дача сортированного угля в бункер осуществляется одним из транс-
портных устройств — ленточными транспортерами, элеваторами
или скиповыми подъемниками.
Если при подаче сортированного угля и разгрузке его в бункер
печного цеха образуется значительное количество угольной мелочи,
то ее отделяют, пропуская уголь через контрольный грохот, откуда
уголь попадает во второй промежуточный бункер.
Из этого бункера уголь загружается в передвигающиеся по моно-
рельсу вагонетки (кюбели), откуда выгружается непосредственно
в загрузочные коробки печей.
Загрузочное устройство представляет собой коробку с гидро-
затворами для крышки. Нижняя часть коробки (юбка) опущена в
шахту ниже крышки на 1 м. Наличие постоянно заполненной углем
юбки позволяет поддерживать постоянный уровень угля в шахте и
препятствует попаданию кусочков угля в газослив, а также подсосу
воздуха через верх печи при подъеме крышки.
Устройства для выгрузки полукокса из печи бывают разных
систем. На фиг. 18 представлено разгрузочное устройство, состоя-
щее из трех затворов, через которые последовательно пропускаются
отдельные порции полукокса; последний выгружается в вагонетки
и отвозится на склад. Недостатком такого устройства является,
кроме малой герметичности, необходимость затраты большого коли-
чества ручного труда.
63-
Фиг. 19. Устройство для выгрузки полукок-
са пз печи.
Более совершенным является механизированное разгрузочное
устройство, представленное на фиг. 19.
Выпуск полукокса пз бункера (конуса) 1 каждой шахты произво-
дится через вертикальную течку 2 в коробку выгружателя 3, за-
полненного водой (гидрозатвор), уровень которой поддерживается
постоянным посредством регулирования притока и спуска воды.
Из коробки при помощи находящегося в ней поршня, который при-
водится в движение через мотыль 5 и трос 4 от специального при-
вода, полукокс выталки-
вается в наклонную теч-
ку 6* и далее по верти-
кальной течке 7 выдает-
ся на ленточный транс-
портер 8, оборудован-
ный вытяжкой 9 для
удаления водяных па-
ров, образующихся в
гидрозатворе при гаше-
нии полукокса. Далее
через перегрузочную
станцию и систему дру-
гих транспортеров по-
лукокс направляется на
склад.
Недостатком данного
устройства1 является
периодичность выгруз-
ки, так как при устано-
влении непрерывной мед-
ленной выгрузки полу-
кокса сильно увеличи-
вается его влажность. Периодичность выгрузки способствует зави-
саниям в шахтах (при слабоспекающихся углях).
Кроме того, значительная часть водяных паров, образующихся
при гашении полукокса в гпдрозатворе, попадает внутрь шахты
печи и в дальнейшем по выходе из печи конденсируется вместе со
смолой, значительно увеличивая объем отделяемых от смолы фе-
нольных сточных вод, что затрудняет их обезвреживание.
Подогрев теплоносителя. Различные способы по-
догрева теплоносителя были описаны в § 26.
Одна из систем подогрева теплоносителя, принятая на не-
которых заводах полукоксования угля, представлена на
фиг. 20.
Очищенный (обратный) холодный газ поступает в печной цех
по газопроводу 1 под давлением, создаваемым эксгаустером. Из
газопровода 1 газ направляется в трубчатую часть (калориферы)
подогревателя 2. Здесь газ нагревается до 350—400° за счет тепла
1 Ведутся работы по улучшению его конструкции.
64
о Зак. .V 2242.
Фиг. 20. Общий вид двухзонной ночи с нагревательными устройствами.
дымовых газов, получаемых при сжигании в топке подогревателя
части обратного газа.
При выходе из подогревателя дымовые газы имеют температуру
около 300°. Часть этих газов забирается дымососом и подается
обратно в топку подогревателя с целью снижения температуры
образующихся в топке продуктов горения с 1000—1100° до 600°.
Это мероприятие, т. е. рециркуляция дымовых газов, предохраняет
железные трубы калориферов от прогара, а также улучшает тепло-
передачу вследствие увеличения скорости движения дымовых га-
зов, омывающих калориферы.
После подогревателя нагретый газ поступает по газопроводу 3
в верхнюю часть а аппарата 4, называемого смесителем. В нижней
части смесителя б имеется топка, где сжигается часть обратного
газа. Полученные при этом горячие продукты горения направляются
в верхнюю часть смесителя и, смешиваясь с поступившим туда га-
зом из подогревателя 2, образуют газ-теплоноситель, температура
которого составляет 650—700°.
Из смесителя 4 теплоноситель направляется по газопроводу 5
и патрубкам 6 в фурменное кольцо каждой из шахт 7 и далее, про-
ходя через находящийся в шахтах уголь, нагревает его.
Часть холодного обратного газа поступает по ответвлениям
газопровода 8 в нижнюю часть шахт для охлаждения полукокса,
после чего этот газ, нагревшись за счет тепла полукокса, подни-
мается вверх и смешивается с газом-теплоносителем, поступившим
в шахты через фурменное кольцо. Далее общий поток газа-тепло-
носителя проходит вверх через находящийся в шахтах уголь и
нагревает его, в результате чего и осуществляется процесс полу-
коксования.
Выделяющиеся из угля летучие продукты полукоксования и
газ-теплоноситель образуют общую парогазовую смесь, которая
отсасывается из шахты находящимся в отделении конденсации
эксгаустером. Парогазовая смесь выходит из печи по патрубку
(газосливу) 9 через дроссельный затвор 10 в газосборник (бари-
льет) 11 и далее по газопроводу в отделение конденсации. Отсюда
после выделения из газа смолы, воды и газового бензина газ (под
названием обратного) возвращается в печной цех, где повторяется
ранее описанный цикл.
Находящийся на газопроводе у выхода из печи дроссельный
затвор 10 служит для регулирования давления газа в печи и для
отъединения последней при остановке. Свеча 12 в случае необхо-
димости служит для выпуска газа в атмосферу. Представленный
на фиг. 20 механизированный способ удаления полукокса преду-
сматривает применение скребкового транспортера 13, ленточного
транспортера 14 и в качестве резерва вагонеток 15.
Для осуществления рециркуляции дымовых газов подогревателя
и для подачи в топки необходимого для процесса горения воздуха
(низкого давления — для топок подогревателей и высокого давле-
ния — для топок смесителей) в печном цехе имеется специальное от-
деление, где установлены дымососы и воздуходувки (вентиляторы).
•6
Для правильного ведения и регулирования температурного и
гидравлического режимов процесса в печном цехе установлены
контрольно-измерительные приборы, определяющие в разных точ-
ках температуру, давление и расход газов.
Эксплуатационный режим двухзонных
печей. При ведении процесса полукоксования в двухзонных пе-
чах температурный и гидравлический режимы печей характери-
зуются^следующими примерными показателями.
1.	Температура газа-теплоносителя, °C:
а)	после подогревателя.................... 350—470
б)	при входе в печь (после смесителя)..... 650—700
2.	Температура дымовых газов на выходе из подогре-
вателя, °C..................................... 300—350
3.	Температура парогазовой смеси, °C;
а)	на выходе из печей .................... 120—200
б)	в конце барильета......................70—150
4.	Давление газа-теплоносителя, мм вод. ст.:
а)	перед подогревателями.................. 250—350
б)	перед входом в печь (после подогревателя) . 130—180
5.	Давление на верху печей, мм вод. ст.......... ±5
6.	Разрежение в конце барильета, мм вод. ст.....—50—90
7.	Количество газа-теплоносителя на 1 т загружен-
ного в печи угля, -и3.......................... 1500
Показатели эксплуатационного режима печей, которых необ-
ходимо придерживаться для достижения наибольшей эффектив-
ности производства (по количеству и качеству получаемых полу-
кокса и смолы), устанавливаются в каждом конкретном случае в
зависимости от свойств подвергаемого полукоксованию угля и его
кускового (гранулометрического) состава.
Пуск двухзонных печей. Перед пуском печи не-
обходимо тщательно проверить состояние кладки печи, исправность
загрузочного и разгрузочного устройств, включая гидрозатворы,
очистку газосливов, бесперебойное действие орошения и исправ-
ность дроссельных затворов, перекрывающих газосливы, наличие
и исправность установленных контрольно-измерительных приборов.
Одновременно необходимо удостовериться в нормальном состоянии
подогревателей и смесителей.
После этого удаляют заглушки на подводящем газопроводе и
приступают к загрузке печи углем с таким расчетом, чтобы слой
угля в шахте был на 1 м выше фурменного кольца. Затем откры-
вают в верху печи свечу для выпуска газа в атмосферу, заливают
водой гидрозатворы загрузочных и разгрузочных устройств и раз-
жигают смеситель.
Дымовые газы из смесителя направляются через фурменное
кольцо в печь, где они обогревают слой угля, после чего выбрасы-
ваются через свечу в атмосферу.
При достижении температуры на входе в печь 400—450° не-
обходимо произвести из каждой шахты выгрузку топлива. В даль-
нейшем выгрузку повторяют через каждый час и соответственно
пополняют печь углем.
5*
67
Газ, выходящий из печи, по мере нагревания угольной загрузки
постепенно обогащается газом полукоксования (начиная от 300°)
и приобретает достаточную горючесть при содержании углекислоты
не более 12,5% и кислорода не более 1%.
После этого готовую разогретую печь можно подключить к си-
стеме, для чего удаляют заглушку и открывают дроссельный за-
твор на газосливе, закрывают свечу и устанавливают давление газа
Л-5 мм вод. столба.
С этого момента печь считается подключенной к системе. Дове-
дение производительности печи до нормальной достигается путем
увеличения подачи в печь горячего газа-теплоносителя. При этом
выгрузка полукокса из печи и загрузка углем должны произво-
диться строго по заданному на этот период графику, нарушение
которого не допускается во избежание резкого ухудшения качества
выдаваемого полукокса или расстройства процесса из-за усиленной
конденсации смолы на холодных слоях угля.
При первоначальном пуске печного цеха в условиях отсутствия
своего газа-теплоносителя (или в случае недостатка последнего)
используется генераторный газ, получаемый на газогенераторной
станции завода.
Остановка печи. Перед остановкой печь постепенно
разгружают, чтобы слой угля опустился до уровня 1 м над фур-
менным кольцом (4 м от верха печи). Затем прекращают подогрев
теплоносителя, подаваемого в печь, для чего гасят топки подогре-
вателя и смесителя; впечь поступает холодный газ при постоянном
давлении во избежание подсоса воздуха и загорания в шахтах.
После охлаждения печи подачу холодного газа прекращают, закры-
вают дроссельный затвор на газосливе и, регулируя всас эксгау-
стера, устанавливают нулевое давление в барильете. Затем ставят
заглушку между коробкой дроссельного затвора и барильегом, и
печь считается отключенной от системы.
После этого печь полностью разгружают от полукокса и за ней
устанавливается наблюдение до полного охлаждения кладки.
Для аварийной остановки печей, в случае выделения больших
количеств газа в помещении печей, необходимо остановить экс-
гаустер, дымососы, воздуходувки, потушить топки подогревателя
и смесителя и выпускать газ через свечу в атмосферу; для безопас-
ности в систему пускается пар. Обслуживающий персонал должен
покинуть помещение, и к ликвидации аварии можно приступить
только после тщательнох’о проветривания помещения.
Тоннельная печь. Эта печь (фиг. 21) используется
для полукоксования горючих сланцев, но может быть применена
также и для других горючих. Печь представляет собой цилиндри-
ческого сечения железный тоннель ] с герметическими дверями 19,
через который пропускаются вагонетки 2, загруженные топливом,
предназначенным для полукоксования. При помощи специальных
шлюзовых устройств тоннель разделен на три части: зону под-
сушки, .зону полукоксования и зону охлаждения (кроме загрузоч-
ного шлюза 3).
68
Вагонетки 2 снабжены двойным дном. Верхнее — представляет
собой решетку, на которой находится слой топлива. Нижнее сплош-
ное дно имеет вертикальный патрубок, который при рабочем поло-
жении вагонетки плотно примыкает к штуперу, выходящему
из пода тоннеля. В зоне полукоксования через эти штуцеры
нагнетается, а в зоне сушки через них отсасывается теплоно-
ситель.
Параллельно тоннелю печи расположен отопительный канал.
Циркуляция теплоносителя в зонах сушки и полукоксования
производится при помощи газодувок, причем каждая рабочая
вагонетка зоны имеет индивидуальную циркуляционную газо-
дувку. В зоне сушки теплоноситель (см. фиг. 21, разрез по зоне
сушки) по трубопроводу 8 подается в верхнюю часть тоннеля
печи, проходит сквозь слой топлива, выходит через патрубок ва-
гонетки и нижний штуцер тоннеля в трубу 5 и циркуляционным
вентилятором 7 просасывается через калорифер 6, обтекаемый
горячими продуктами горения отопительного газа, сжигаемого
в топке 20. В ходе подсушки из топлива выделяются водяные пары
и некоторое количество газов. Для того чтобы количество цирку-
ляционного газа оставалось постоянным, избыток его выводится
из системы.
Из зоны подсушки 4 вагонетки через шлюз 9 поступают в зону
полукоксования 10, в которой циркуляция теплоносителя ведется
в обратном направлении Циркуляционные вентиляторы 13 проду-
вают (по патрубку 14) теплоноситель через слой топлива в ваго-
нетке 2, затем по отводу 11 через калорифер 12 он возвращается
к газодувке. Выделяющаяся в ходе полукоксования избыточная
парогазовая смесь выводится по линии 15 с тем, чтобы количество
циркуляционного теплоносителя оставалось постоянным.
В зоне сушки теплоносителем является перегретый водяной
пар, разбавленный некоторым количеством газа, и избыток тепло-
носителя сбрасывается в атмосферу. В зоне полукоксования тепло-
носителем является смесь полукоксового газа и смоляных паров;
здесь избыточное количество теплоносителя, содержащее полное
количество смолы, выделяющееся в процессе, отводится в систему
конденсации для извлечения смолы, являющейся при переработке
сланцев основным целевым продуктом.
Из зоны полукоксования через шлюз 16 вагонетки поступают
в зону охлаждения 17, где производится тушение твердого остатка
водой, разбрызгиваемой из душа 18.
Нагрев теплоносителя для зон полукоксования и сушки про-
изводится следующим образом. В топке 20—21 сжигается топливо
(отопительный газ или сланец). Продукты горения проходят по
каналу 23, омывая калориферы 12 зоны полукоксования и подогре-
вая циркулирующий через них теплоноситель. Чтобы избежать
опасности перегрева и пережога трубок калориферов, в камере
смешения 22 свежие продукты горения смешиваются с циркули-
рующими продуктами горения, частично охлажденными за время
прохода их через калориферы 12.
69
Продукты горения после калориферов 12 поступают к дымо-
сосу^/, проходят по каналу 25 и у места ответвления от него,
показанного на плане печи бокового канала, разделяются. Часть
Фиг. 21. Тоннельная печь.
газа идет в камеру смешения 22, часть по отводу 26 направляется
к калориферам зоны подсушки, часть по показанному пунктиром
каналу направляется к дымовой трубе. Для обеспечения интенсив-
ного обогрева калориферов зоны сушки имеется дополнительный
дымосос, который осуществляет отсос продуктов горения по ка-
70
налу 26, протягивает их через калориферы 6 и выбрасывает в пока-
занный также пунктиром боров.
Печь производительностью до 400 т сланца в сутки имеет
тоннель диаметром 2 м в свету и длиной 53 м. В тоннеле помещается
19 вагонеток: 2 — в зоне сушки, 12 — в зоне полукоксования,
2 — в зоне охлаждения. Остальные три вагонетки находятся в
шлюзовых устройствах, разделяющих зоны, и во входном шлюзе.
Вагонетки проталкиваются каждые 8 мин., и, таким образом, время
полукоксования составляет менее 2 час. При высоте слоя топлива
900 мм вагонетка вмещает 2,2 т сланца. Выход смолы составляет
90% от лабораторного, или 18—20% считая на смолу.
Процессы открывания шлюзов, проталкивания вагонеток и др.
механизированы. Управление производится сжатым воздухом с
центрального пункта управления.
§ 29. Материальный и тепловой балансы процесса
полукоксования твердых топлив
Материальный баланс процесса показывает, как распределяется
вещество перерабатываемого топлива между отдельными продук-
тами полукоксования. По материальному балансу проверяется пра-
вильность учета получаемых на заводе продуктов полукоксования.
Для примера в табл. 9 приводится материальный баланс полу-
коксования черемховского угля в двухзонной шахтной печи с вну-
тренним обогревом.
Таблица 9
Материальный баланс полукоксования черемховского
угля
Наименование статей	Выход в % от рабочего угля
Приход	
Загружено в печь угля (П’р = = 11,4%) 		100,0
Расход Получено:	
полукокса 		66,5
смолы + газового бензина . .	10,8
Подсмольная вода:	
влага угля 		11,4
пирогенная вода		4,2
Газ 		6,6
Невязка баланса (потери, неточ- ность учета) 		0,5
Итого ....	100,0
71
Балансы пересчитываются также на абсолютно сухое топливо.
В этом случае в расходной части баланса указывается только пиро-
генная вода, а влага, содержащаяся в исходном топливе, не вклю-
чается в баланс. Отнесение выходов продуктов к сухому топливу
более показательно, так как влажность рабочего топлива является
величиной переменной.
Последняя статья баланса — невязка — характеризует потери
производства и точность произведенных замеров количества про-
дуктов.
Для характеристики двухзонной печи с теплотехнической сто-
роны служит тепловой баланс отопления печи, в котором учиты-
ваются все статьи прихода и расхода тепла, т. е. тепло, введенное
в печь и расходуемое в результате работы печного агрегата.
Основной статьей прихода является тепло (химическое), полу-
чаемое в результате сжигания отопительного газа в топках подо-
гревателя и смесителя для подогрева газа-теплоносителя, поступаю-
щего в печь. Другими статьями прихода являются физическое тепло
газа и воздуха, поступающих в топки подогревателя и смесителя,
а также физическое тепло топлива, загружаемого в печь.
Статьями расхода являются тепло (физическое), уносимое из
печи полукоксом, смолой, газовым бензином, газом, влагой топлива
и пирогенной, тепло (физическое), уносимое из подогревателя ды-
мовыми газами (в атмосферу), и потери тепла во внешнюю среду
Таблица 10
Тепловой баланс отопления двухзонной шахтной печи1
Приход	%	Расход	о/ /о
1. Теплотворность отопитель-
ного газа или тепло от сжи-
гания отопительного газа
в топке подогревателя газа-
теплоносителя (рекуперато-
ра)2 ...................... 97,8
2.	Физическое тепло:
а)	отопительного газа . .	0,3
б)	воздуха, поступающе-
го в топку подогрева-
теля ................. 0,8
в)	топлива, загружаемого
в печь................ 1,1
Итого . . 100,0
1.	Тепло, уносимое из печи: а)	полукоксом 	 б)	газом 		1,4 1,6
в)	смолой и уксусной ки- слотой 	 г)	влагой топлива .... д)	влагой пирогенной . . 2. Тепло, уносимое из подо- гревателя дымовыми газами	1,0 32,4 15,9 27,8
3. Потери тепла: а) печью	 б) подогревателем ....	8,1 11,8
Итого	100,0
1	С учетом теплоты испарения жидких продуктов и воды.
2	В данном печном агрегате смеситель отсутствует.
72
поверхностью печи, подогревателя и смесителя. Основное значение
в расходной части баланса имеют тепло, уносимое влагой и дымо-
выми газами, а также потери тепла во внешнюю среду.
В табл. 10 приведен в качестве примера тепловой баланс (в %)
отопления двухзонной шахтной печи при ее работе на торфе с влаж-
ностью 30%.
§ 30.	Трехзонные шахтные печи
Наибольшее распространение среди печей с внутренним обогре-
вом получили трехзонные шахтные печи. Современная трехзонная
печь перерабатывает в сутки до 300 т и более угля, т. е. предста-
вляет собою печь большой производительности, что является важ-
ным при организации крупного полукоксового производства.
Печь состоит из двух параллельно работающих шахт высотой
16—18 м, заключенных в кожух из листового железа и выложен-
ных из огнеупорного (шамотного) кирпича.
В шахте печи различают следующие основные части:
1)	бункер для поступающего на полукоксование угля;
2)	камеру предварительной подсушки угля (зона подсушки);
3)	переточные рукава;
4)	камеру полукоксования угля (зона полукоксования);
5)	. камеру охлаждения полукокса (зона охлаждения) с разгру-
зочными устройствами для регулирования выпуска полукокса из
зоны охлаждения и его выдачи на транспортер.
Верхняя часть печи 1 (фиг. 22) представляет собой бункер для
угля и зону подсушки. Отсюда подсушенный уголь по цереточным
рукавам 2 поступает в зону полукоксования 3 и проходит ее сверху
вниз, превращаясь в полукокс, который через зону охлаждения 4
пересыпается в разгрузочный бункер 16, снабженный разгрузоч-
ным устройством 7. В зоне подсушки расположено три ряда кана-
лов — а, б, в. Нижний ряд каналов в служит для ввода теплоноси-
теля, по среднему ряду каналов б производится отвод парогазовой
смеси на рециркуляцию, по верхним каналам а сбрасывается в ат-
мосферу избыточная парогазовая смесь.
Зона сушки угля работает следующим образом. Между шахтами
печи помещается камера горения (топка) с горелкой 9 1, к которой
подведены обратный полукоксовый газ и воздух. Сгорание газа
в топке должно быть наиболее полным, чтобы продукты горения
не содержали СО. Продукты горения, имеющие температуру
около 1100—1200°, выходят в смесительный канал В, куда одно-
временно подается при помощи циркуляционного вентилятора 8
парогазовая смесь, отсасываемая из среднего ряда каналов б и
через сборный канал Б и имеющая температуру около 120°. Полу-
ченная смесь продуктов горения и водяных паров с температурой
240—250° подается через нижние каналы в в слой угля, находя-
щегося в зоне подсушки.
На фиг. 22 расположена условно, повернутой на 90°.
73
Фиг. 22. Схема трехзонной печи для полукоксования.
74
Эта смесь и является теплоносителем зоны сушки, который
передает свое тепло углю для его подсушки. Пройдя слой топлива,
теплоноситель по среднему ряду каналов б при температуре 120°
вновь забирается вентилятором 8. Избыток газов и паров, образую-
щихся за счет непрерывного добавления в цикл продуктов горения
и испарения влаги топлива, пройдя вверх через слой топлива
между каналами б и в, выводится по верхним каналам а и сбор-
ному каналу А при температуре 70—80° и сбрасывается по свече
13 в атмосферу.
Уголь находится в зоне подсушки около 8—9 час. Подсушен-
ный до влажности около 1% уголь поступает через переточные
рукава 2 в зону полукоксования 3.
В переточных рукавах должно быть минимальное движение
газов, поэтому давление вверху зоны полукоксования регули-
руется таким образом, чтобы перепад давлений между верхом
камеры полукоксования и низом камеры сушки был близок к нулю.
Давление в нижней части камеры сушки должно быть положи-
тельным — порядка 20—401 мм вод. столба — для того, чтобы
обеспечить движение циркулирующих дымовых газов вверх
через угольную загрузку от уровня нижних каналов в до уровня
средних каналов б.
На уровне дымозаборных каналов дымовой трубой 13 создается
некоторое разрежение, вследствие чего в трубу поступает атмо-
сферный воздух, проходящий через верхний слой угля в бункере,
а также предупреждается возможность проникновения дымовых
газов и паров в помещение цеха над загрузочным бункером.
Нельзя допускать превышения давления в верху камеры полу-
коксования над давлением внизу камеры сушки, так как в этом
случае газ полукоксования перейдет по переточным рукавам в
камеру сушки и там в смеси с дымовыми газами уйдет через дымо-
вую трубу в атмосферу, т. е. будет потерян. Кроме того, возможна
конденсация части находящихся в газе паров смолы на поверхности
холодных кусков угля, что может привести в дальнейшем к спе-
канию этих кусков угля и образованию зависаний в зоне полу-
коксования.
Регулирование давления в печи заключается в том, чтобы не
допускать наличия значительного перепада давлений между зо-
нами сушки и полукоксования.
При движении газа по переточному рукаву сверху вниз рукав
будет заполнен дымовыми газами; при движении же газа снизу
вверх рукав заполнится горючим газом полукоксования.
На всех переточных рукавах имеются контрольные свечи
(трубки малого диаметра). Зажигая газ, выходящий из этих тру-
бок, можно по его горючести определить направление движения
газа в каждом рукаве.
Вследствие невозможности создать одинаковое давление по
всему сечению печи давление в печи регулируют таким образом,
1 Иногда 5—10 лм< вод. столба.
75
чтобы газ, выходящий из нескольких контрольных трубок пере-
точных рукавов (например, из трех), загорался, а из остальных
трубок не загорался. Установлено, что при этом во всех переточ-
ных рукавах будут лишь незначительные перепады давлений и
незначительные скорости движения газов.
В камере полукоксования 3 уголь подвергается действию вы-
соких температур -— порядка 650—700° — в результате продувки
всего слоя топлива горячим газом-теплоносителем. Теплоноситель
зоны полукоксования подается в каждую шахту печи по четырем
газораспределительным каналам г. Между каналами образуется
как бы пять отдельных камер для прохода топлива.
Теплоносителем является смесь продуктов горения обратного
газа и газа, подаваемого для охлаждения полукокса. Сжигание
газа производится в расположенной между шахтами камере горе-
ния (топке)10х, оборудованной специальной инжекционной горел-
кой. Горячие продукты горения, имеющие температуру около
1100—1200°, проходят через сопло керамического инжектора в
расположенный между шахтами смесительный канал Г. По пути
инжектируется (для этого в горелку подается большой избыток
обратного газа) газ охлаждения, температура которого 230—256°,
из зоны охлаждения полукокса (через каналы д и сборный канал Д).
Полученная смесь, имеющая температуру 650—700°, из смеситель-
ного канала Г поступает в газораспределительные каналы г, а
затем проходит в слой топлива.
В газовых топках зон подсушки и полукоксования имеется,
кроме основной, вспомогательная горелка, которая используется
при первоначальном разогреве печи и для поддержания определен-
ной температуры при кратковременной остановке печи.
Летучие продукты полукоксования в смеси с газом-теплоноси-
телем отводятся по газопроводу 12 сначала в общий сборный ка-
нал, расположенный между шахтами печи, а затем в отделение
конденсации, где находится эксгаустер, осуществляющий отсос
газа из печей. Время пребывания угля в зоне полукоксования со-
ставляет около 8 час.
Охлаждение полукокса ведется холодным обратным газом,
который подается по газопроводу 11. Газ проходит через слой полу-
кокса в бункере 16, затем между пластинами разгрузочного устрой-
ства 6 и далее через слой топлива и по системе каналов д и Д выво-
дится к инжекционному устройству топочной системы 10.
Полукокс из разгрузочного бункера 16, давление в котором
составляет ПО-—150 мм вод. столба, выгружается при температуре
около 200° через двойной затвор 7.
Бункер. Бункер помещается в верхней части шахты 1
(от верха до свода канала А камеры подсушки) и является открытой
частью шахты печи емкостью около 40 м3.
Загрузка бункера углем производится из вагонеток верхнего
конвейера 14 (либо посредством ленточного транспортера) чере
1 На фиг. 22 условно повернута на 90°.
76
небольшой передвигающийся металлический бункерок 5 с распре-
делительным металлическим устройством 15. Благодаря распре-
делительному устройству топливо загружается равномерно по всей
площади бункера.
Оба бункера должны одновременно и равномерно освобождаться
от угля, причем высота слоя угля в бункере не должна быть меньше
0,75—0,80 м, считая от свода канала камеры подсушки, во избе-
жание утечки газов. При нормальной работе высота загрузки угля
в бункерах обычно составляет 1,0—1,3 м, что обеспечивает рабочий
запас топлива примерно на 3 часа работы печи. Бункер имеет
крышку, которая при нормальной работе печи открыта.
Камера подсушки. Камера подсушки угля находится
непосредственно под бункером печи и для уменьшения теплопо-
терь выложена шамотным кирпичом. Объем загрузки угля в камере
около 36 м3. Как ранее указывалось, в камере подсушки три ряда
каналов (по четыре в каждом ряду).
Каналы а для отвода в атмосферу парогазовой смеси выполнены
из чугуна и укреплены на металлических подвесках, а каналы
б и в стальные и жестко соединены с кладкой камеры подсушки.
Наличие каналов а, б, в препятствует уплотнению угольной за-
грузки внутри камеры, что способствует лучшему омыванию тепло-
носителем отдельных кусочков угля.
О процессах, происходящих в зоне сушки угля, было изложено
ранее.
Угольная пыль, которая уносится с газом, забираемым венти-
лятором 8, оседает в специальном кармане вентилятора, откуда
по мере накопления выгружается в вагонетки. Влага и пыль,
оседающие в сборном отводящем канале А, смываются струей воды
в гпдрозатвор, откуда удаляются вручную.
Смесительный канал Б также засоряется пылью, от которой
он очищается при помощи цепного скребка, работающего от руч-
ного привода. Пыль сгребается в карман вентилятора 8.
Обычно на каждую печь устанавливается по два циркуляцион-
ных вентилятора, общих для обеих шахт. С целью уменьшения
потерь тепла циркулирующим газом вентиляторы покрыты слоем'
теплоизоляции.
Переточные рукава. Каждая шахта печи имеет
четыре переточных рукава, соединяющих камеру подсушки угля
с камерой полукоксования. Переточные рукава представляют
собою металлические трубы прямоугольного сечения; пример-
ная площадь сечения около 1 м3. Для уменьшения потерь
тепла в атмосферу переточные рукава изолируют стеклянной
ватой.
Скорость прохождения топлива по переточным рукавам зависит
от производительности печи и регулируется выпуском полукокса
из печи. Переточные рукава заглублены в камеру полукоксования
примерно на 500 мм, и в последней образуется свободное газовое
пространство над углем, что улучшает условия отсоса парогазовой
смеси из печи.
77
Камера полукоксования. Топливо с влажностью,
не превышающей 1%, из переточных рукавов поступает в камеру
полукоксования. Теплоноситель подается в каждую шахту печи по
имеющимся в зоне полукоксования четырем газораспределитель-
ным каналам (каналы г на фиг. 22). Устройство газораспределитель-
ного канала (колосника) представлено на фиг. 23. Каналы высо-
той до 2'5 м сложены из шамотного кир-
пича.
Газ-теплоноситель выходит из канала
г в нижней его части через ряд отвер-
стий, расположенных вдоль всего канала.
В верхней части канала также имеются
отверстия для выхода теплоносителя. Бла-
годаря такому устройству канала слой топ-
лива равномерно пронизывается струями
теплоносителя.
Как видно на фиг. 22, общий поток
топлива в камере полукоксования разде-
ляется на пять отдельных потоков, про-
ходящих между газораспределительными
каналами, что обеспечивает равномерность
нагрева всего топлива.
В нижней части зоны полукоксования
расположены также каналы для отсасыва-
ния газа охлаждения полукокса
д на фиг. 23). Эти каналы выполнены из
листового железа и обложены шамотным
кирпичом. О процессах, происходящих в
зоне полукоксования, было изложено ра-
нее.
Сжигание обратного газа в камере го-
рения (топке) ведут при подаче через го-
релку большого избытка газа \ т. е. в топке
происходит неполное сгорание газа. Об-
ратный газ поступает в горелки под да-
влением, создаваемым эксгаустером, а воз-
дух подается вентилятором.
Обычно предусматривается устройство,
обеспечивающее остановку вентилятора в
случае остановки эксгаустера (и наоборот), что необходимо для
предотвращения возможности взрыва в печи.
На нагрев 1 т перерабатываемого угля требуется примерно
1000 .и3 газа-теплоносителя, который состоит из 300 м3 газа ох-
лаждения и 700 м3 продуктов горения и обратного газа.
В последующих конструкциях трехзонных печей имеются не-
которые изменения в системе отсоса отработанного газа охлаждения
и подачи его на смешение (в камере смешения) с горячими про-
3
Фиг. 23. Газовые каналы
(колосники).
г — для ввода теплоноси-
теля; д — для отсоса газа
охлаждения.
1 Для инжектирования газа охлаждения.
78
дуктами горения, поступающими из топки при зоне полукоксо-
вания.
Взамен шамотных инжекторов, ззса.сывз.Юш,их газ охлаждения,
устанавливают специальные вентиляторы, которые забирают газ,
прошедший зону охлаждения полукокса (через каналы д и сборный
канал Д, фиг. 22), и подают его на смешение с горячими продук-
тами горения. Полученная в камере смешения смесь газов (тепло-
носитель) при температуре 700° поступает в зону полукоксования
через колосники г.
Вентиляторы устанавливают внутренние или выносные. Корпус
(улитка) внутренних вентиляторов выкладывается из фасонного
шамота в кладке самой печи,
а металлический ротор вста-
вляется через кожух печи.
Электродвигатель для враще-
ния ротора вентилятора уста-
навливается вне печи.
В качестве резерва обыч-
но сохраняется ранее опи-
санная система, т. е. с ин-
жектором для засасывания
отработанного газа охлажде-
ния.
Выносные вентиляторы
при зоне полукоксования —
обычного типа и их устана-
вливают вне печи (аналогично Фиг. 24. Устройство для выдачи полу-
вентиляторам зоны сушки) кокса в разгрузочный бункер печи,
по два вентилятора на каж-
дую печь. Печь может работать и на одном вентиляторе, для чего
предусмотрены специальный обводной канал и регуляторы напра-
вления газа.
При наличии вентиляторов количество газа, которое подается
для охлаждения полукокса, увеличивают в 1х/а—2 раза и при
этом температура выдаваемого из печи полукокса снижается до
120—150°. Для регулирования поступления в печь газа охлажде-
ния (обратного газа) на выхлопе вентиляторов устанавливают
регуляторы.
Зона охлаждения полукокса и его вы-
грузка. Зона полукоксования переходит в зону охлаждения
и выгрузки полукокса. Спуск полукокса в разгрузочные бункеры
регулируется особым механизмом (фиг. 24).
Этот механизм состоит из железных пластин 1, выгнутых в
виде неглубоких желобов и расположенных внизу камер, образо-
ванных в зоне полукоксования газораспределительными каналами г
(фиг. 22), через которые подается теплоноситель. На эти пластины,
укрепленные на балках, проходящих поперек шахты, опирается
«лой топлива, находящегося в зоне полукоксования. Выше каждой
из пластин находятся покрытые слоем бетона швеллерные балки 3,
79
обращенные полками вниз и опирающиеся на катки 2. Все швел-
лерные балки 3 соединены между собою в жесткую систему и при
помощи кривошипного привода передвигаются на катках 2 из
стороны в сторону в пределах 60—100 мм.
При каждом передвижении швеллеров порция полукокса
сдвигается с пластин 1 и проваливается через щели между ними
в бункер полукокса. Из бункера полукокс выгружается при
температуре около 200° через двойной затвор.
Фиг. 2э. Двойной затвор для выгрузки полукокса.
Обратный газ для охлаждения полукокса проходит через слой
полукокса в бункере, затем между пластинами 1 разгрузочного
устройства и далее по системе каналов д и Д выводится к инжек-
ционному устройству топки зоны полукоксования.
Устройство двойного затвора представлено на фиг. 25. Оба
затвора работают от общего привода, причем, когда открывается
нижний затвор 1, верхний 2 закрывается, и наоборот. Таким обра-
зом. переключение затворов происходит автоматически.
Выгрузка полукокса на транспортер производится неболь-
шими порциями: вначале открывается верхний затвор 2 и порция
полукокса поступает из печи в камеру между затворами 3, а затем
верхний затвор закрывается, одновременно открывается нижний 1,
и полукокс поступает на герметически закрытый в металлическом
кожухе скребковый транспортер, направляющий полукокс на даль-
нейшее охлаждение и сортировку.
Полукокс (особенно буроугольный) обладает высокой реакци-
онной способностью, с чем связана возможность его самовозгорания
при транспортировке и хранении.
80
Для снижения активности буроугольного полукокса он иногда
выдерживается в специальных барабанах, где охлаждается до 60—
70° путем продувки циркулирующим инертным газом.
В случае погрузки полукокса в вагоны для дальне!! перевозки
он предварительно увлажняется до 16—18%-ной влажности. При
использовании полукокса на месте (без задержки) с ним обычно
не производится никаких дополнительных операций.
Эксплуатационный режим трехзонных пе-
чей. Ниже приводятся показатели эксплуатационного режима,
т. е. примерные пределы температур и давлений в зонах сушки и
полукоксования.
I.	Зона сушки
1.	Температура теплоносителя в газораспределитель-
ных каналах, °C............................... 250—300
2.	Температура парогазовой смеси, сбрасываемой в ат-
мосферу, °C ..................................65—80
3.	Температура парогазовой смеси на всасе вентиля-
тора, °C .....................................110—120
4.	Давление в нижней части камеры сушки, мм вод. ст.1 20—40
II.	Зона полукоксования
1.	Температура теплоносителя на входе в камеру полу-
коксования (верх газораспределительного канала г),
°C............................................ 600—700
2.	Температура газа па выходе из печи, °C ..... 220—250
3.	Температура угля в зоне полукоксования, °C . . 550—650
4.	Температура полукокса на выгрузке, °C......150—170
5.	Давление газа полукоксования на выходе из печи,
льи вод. ст................................... ±0
Для управления процессом полукоксования на каждые две
печи имеется пульт управления. Здесь расположены щиты с прибо-
рами, указывающими температуру, давление и расход газов в от-
дельных точках системы, а также штурвалы основных задвижек,
регулирующих подачу газов и воздуха в отдельные пункты печей.
Пуск печей. Каждая печь имеет свою конденсационную
систему и не связана с другими печами цеха; таким образом, пуск
и остановка каждой печи не отражаются на работе других печей, что
значительно облегчает операции пуска и остановки.
Перед растопкой печь заполняют углем, причем нижняя часть
камеры полукоксования предварительно загружается полукоксом
для облегчения первых выгрузок из печи. Когда печь загружена,
приступают к ее разогреву.
Разогрев ведут медленно с таким расчетом, чтобы достигнуть
рабочих температур через 5—6 суток после начала растопки
печи. В начале растопки крышку бункера закрывают и замазывают.
В течение первых двух суток горит только горелка зоны полу-
коксования и периодически выгружают немного полукокса, чтобы
шевелить всю загрузку печи. На третьи сутки включается обогрев
зоны подсушки. На пятые — шестые сутки пускают циркуляцион-
1 Иногда 5—-If) .U.W вод. столба.
6 З'к. .v? 22’i2.	61
ные вентиляторы зоны сушки и открывают крышку бункера
(свеча открыта все время). Затем постепенно включают конденса-
ционную систему и, когда вся аппаратура заполнится газом,
пускают эксгаустер.
Если работают другие печи цеха, то при растопке новой печи
используется их обратный газ. Если печи пускаются после полной
остановки цеха, пользуются газом вспомогательных газогенера-
торов, имеющихся обычно при цехах полукоксования. Как только
обратный полукоксовый газ приобретает горючесть и достаточную
теплотворность, газогенераторы выключают, и печь переводят
на собственный газ.
Остановка печей. При остановке печей тушат горелки
зон сушки и полукоксования и останавливают эксгаустер, после
чего закрывают и замазывают крышку бункера. Одновременно
в систему циркуляционных вентиляторов зоны сушки дают водяной
пар. Выгрузка полукокса продолжается нормально. После про-
дувки паром в течение 2—3 часов вентиляторы останавливают и:
отключают конденсационную систему.
Выгрузка печи продолжается около суток. Все это время, а
также и последующие несколько суток, пока идет остывание печи,
в нее подают водяной пар или инертный газ (азот) во избежание
подсоса воздуха и возможного при этом взрыва угольной пыли.
Трехзонная печь является более совершенным агрегатом,
чем двухзонная, так как по сравнению с ней обладает следую-
щими существенными преимуществами.
1. В двухзонной печи теплоноситель поступает в печь по ее-
периферии, поэтому кусочки угля в центральной части шахт на-
греваются медленнее, чем находящиеся у стенок шахт. Это отра-
жается на качестве полукокса (недожог), а также ограничивает
размеры сечения шахты, т. е. возможную производительность пе-
чей.
У трехзонных печей наличие в зоне полукоксования четырех
газораспределительных каналов, через которые поступает тепло-
носитель, обеспечивает равномерный нагрев угля по всему сечению
шахт, что позволяет увеличить их сечение, а значит, и произво-
дительность печи, которая может превышать в несколько раз про-
изводительность двухзонной печи.
2. Наличие отдельной зоны сушки угля у трехзонных печей
с самостоятельным циклом теплоносителя позволяет отвести в
атмосферу из зоны сушки парогазовую смесь, состоящую из водяных
паров и балластных негорючих газов (углекислоты, азота), не сме-
шивая ее с парогазовой смесью из зоны полукоксования.
Благодаря этому объем парогазовой смеси, поступающей из
печей в конденсационную и улавливающую аппаратуру, значи-
тельно меньше, чем у двухзонной печи. Это позволяет уменьшить
размеры (т. е. удешевить) аппаратуры конденсационного отделения
и за счет уменьшения количества циркулирующего в системе газа
снизить расход электроэнергии на эксгаустер и насосы. Одновре-
менно повышаются теплотворность газа и концентрация в нем паров
«2
смолы и бензина, что облегчает условия их выделения и повышает
выходы продукции. Кроме того, снижается количество надсмольных
вод с повышением концентрации растворенных в них веществ,
что улучшает условия переработки и уменьшает затраты на очистку
сточных вод завода полукоксования.
§ 31. Материальный и тепловой балансы трехзонной печи
В табл. 11 и 12 приведены в качестве примера материальный
и тепловой балансы трехзонной шахтной печи, работающей на буро-
угольных брикетах с влажностью 15%.
Таблица 11
Материальный баланс полукоксования буроугольных брикетов
Приход
1. Брикет (W’p= 15%)	. . . 100,0
2. Газ отопления........... 16,2
В том числе:
Расход
1.	Полукокс (сухой)
2.	Смола.........
3.	Газовый бензин
4.	Подсмольная вода
5.	Газ...........
45,5
11,2
1,3
9,0
84,9
камера сушки—8,0 кг
камера полу-
коксования —8,2 кг
3. Воздух для сжигания ото-
пительного газа ..........
В том числе:
камера сушки— 15,0 кг
камера полу-
коксования —15,7 кг
к. Газ охлаждения полукокса 27,6
5.	Дополнительный газ в го-
релку (для инжекции) . .	12,9
В том числе:
газ полукоксова-
ния —19,0 кг
продукты горе-
ния — 25,4 кг
газ охлаждения
полукокса — 27,6 кг
дополнительный
газ (для ин-
жекции) — 12,9 кг
6.	Дымовые газы из камеры
сушки (в атмосферу) . . .	21,5
7.	Водяные пары из камеры
сушки (в атмосферу) . . .	14,0
Итого . . 187,40
Итого
187,40
§ 32.	Шахтные генераторные печи с догазовкой полукокса
В ряде случаев и особенно при перегонке высокозольных видов
сырья—горючих сланцев, сапропелитов—применяют печи, пред-
ставляющие собой сочетание шахтной печи и газогенератора.
Эти печи могут быть названы шахтными печами с догазовкой полу-
кокса или газогенераторными печами.
Футунская печь. Печи этого типа используются для
переработки маньчжурских горючих сланцев и имеют производи-
тельность от 50 до 180 т] сутки.
6*
83
Тепловой баланс отопления трехзонной шахтной печи
Таблица 12
	На 100 m	В % от		На 100 т	В % от
Приход	брикета	общего	Расход	брикета	общего
	(W = 15%),	прихода		(W’= 15%).	расхода
	тыс. ккал	тепла		тыс. ккал	тепла
1. Теплотворность отопительного га-			1. Тепло, уносимое из печи (камеры		
за или тепло от сжигания отопи- тельного газа			27400,0 1	90,30	полукоксования и охлаждения): а) полукоксом (при 200°)			2275,0	7,50
В том числе (тыс. ккал)-.					
в топке камеры сутки — 13531,0			б) смолой, средним маслом и газо- вым бензином (при 240°)		1500,0	4,94
в топке камеры полукоксова- ния— 13869,9			в) газом (при 240°)		7745,0	25,52
2. Физическое тепло:			г) подсмольной водой		2280,0	7,51
а) воздуха (при 30°), поступающего в топки 	 в том числе (тыс. ккал)-.	275,0	0,91	2. Тепло, уносимое из камеры сушки в атмосферу:	450,0	1,49
камеры сушки	—135,0			а) дымовыми газами (при 70°) . . .		
камеры полукоксования— 141,3	315,0	1,04	б) водяными парами (70°)		7475,0	24,63
б) газа охлаждения полукокса (30°)					
в) дополнительного газа (для инжек-		0,59	3- Потери во внешнюю среду:		
ции) при 30° 	 г) брикета, загружаемого в печь	180,0 2175,0		а) камеры сушки		4575,0	15,08
		7,10			
(при 60°)				б) камеры полукоксования ....	4045,0	13,33
Итого . . . .	30345,'.)	100,00	П т о г о . . . .	30345,0	100,00
1 Включая и физическое тепло отопительного газа.
Фушунский сланец является низкосортным сырьем и при пере-
гонке дает не более 4—5% первичной смолы.
Однако низкая стоимость сланца, большой масштаб производ-
ства и достаточно полное использование всех продуктов позволили
организовать рентабельное производство.
Устройство печи показано на фиг. 26. Дробленый сланец из
герметичного барабанного питателя 1, 2 попадает через лоток на
конус 4, который обеспечивает распределение сланца по сечению
печи. В зоне 5 при 100—350° сланец подсушивается, в зоне 6 при
температуре до 600° идет полукоксование. После прохода сужен-
ной части 7 полукокс поступает в газификационную часть печи 8,
где при 800—1000° идет процесс выжига остаточного углерода,
или газификация полукокса. Зола выгружается через поддон 9,
залитый водой и вращающийся от привода 10.
Обогрев зоны подсушки и полукоксования сланца происходит
за счет генераторного газа, поднимающегося из газификатора 8,
и за счет подачи горячего газа-теплоносителя. Последний посту-
пает через фурменное кольцо 11 и в смеси с генераторным газом
проходит через загруженное топливо. Температура на входе тепло-
носителя колеблется в пределах 480—720°, давление в фурменном
кольце составляет 120—130 мм вод. столба.
Газификация полукокса ведется паровоздушной смесью; тем-
пература дутья 85°, давление ~120 мм вод. столба.
Отбор паров смолы и газа происходит через трубопровод 3 при
80—100° и разрежении ~10 мм вод. столба.
Время пребывания сланца в зоне полукоксования и сушки
составляет около 8 час. Выход смолы —от 70 до 80% от лабора-
торного.
Получаемая смола имеет следующую характеристику:
Удельный вес............................... 0,9—0,92
Температура застывания, *С................. 4-35—J-36
Содержание парафина,	% .... ’.................... 20
Теплотворность, ккал/кг ...........	10300—10500
Содержание серы, %.............................. 0,64
Она перерабатывается главным образом на дизельное топливо
и различные смазочные масла.
На фиг. 27 представлена генераторная печь, рассчитанная на
переработку эстонских сланцев (производительность около
100 т/сутки).
Печь состоит из двух футерованных шахт: верхней шахты
полукоксования и нижней шахты газификации (газификатора).
Шахты соединены между собой цилиндрической частью — пере-
жимом, причем между верхней шахтой и пережимом имеется
конусная переходная часть.
На крышке шахты находится загрузочное устройство, состоя-
щее из загрузочной коробки с двойным затвором (верхняя крышка
и нижний опускающийся конус). Загрузка производится периоди-
чески. Отвод парогазовой смеси из печи производится через крышку.
8
300 300
86
I
Фиг. 27. Генераторная печь.
1 — загрузочная коробка; 2 — отвод
газов; 3 — юбка; 4 — конус; S — зона
полукоксования; 6 — обводной канал;
7 — дюзы; 8 — пережим; 9 — обрат-
ный газ; 10 — зона газификации;
11 — золоудаление (мокрое); 1Z — по-
дача дутья.
Сланец последовательно проходит шахты полукоксования и
газификации; оставшаяся зола выгружается снизу при помощи
золоудаляющего устройства, состоящего из вращающегося под-
дона с колосниковой решеткой и неподвижным ножом для сбра-
сывания золы.
Подача дутья для газификации производится по трубе 12 к
колосниковой решетке поддона. Проходя снизу вверх шахту,
шаровоздушное дутье газифицирует
сланцевый полукокс и горячий
генераторный газ по пережиму 8
и обводным каналам 6 переходит
в шахту полукоксования, где за
счет физического тепла газа про-
исходит полукоксование сланца.
В отличие от футунских печей в
генераторных печах данной кон-
струкции отсутствует дополнитель-
ная подача горячего теплоносите-
ля; в этом нет необходимости, так
как эстонские сланцы значительно
богаче маньчжурских, в полукоксе
остается больше горючих и при
газификации его получается боль-
ше газа, физического тепла кото-
рого оказывается достаточно для
обеспечения перегонки сланца.
Подача горячего газа из гази-
фикатора в зону полукоксования,
осуществляемая через пережим, по
обводным каналам и частично по
фурменному кольцу, преследует
цель равномерного распределения
дутья по сечению печи. К обвод-
ным каналам подведен также обрат-
ный холодный газ. Регулируя
подачу последнего, можно поддер-
живать температуру периферийно-
го дутья в зоне полукоксования
на заданном уровне. Подача дутья
производится через дюзы 7.
Куски топлива, находящиеся в
ксования, опускаются быстрее, чем куски, находящиеся по краям.
Такая неравномерность схода столба горючего приводит к умень-
шению выходов смолы и нарушению нормальной работы печи
вследствие того, что в зону газификации попадает недококсованный
сланец.
Для обеспечения нормального равномерного схода топлива
в новой конструкции печей подвешен конус 4, расположенный
в центре шахты.
средней части шахты полуко-
87
Примерный материальный баланс переработки сланца (в %
на сухой сланец):
Зола........................60,0
Смола . '.................. 15,0
Газовый бензин.............. 1,0
Вода разложения ............ 3,0
Газ ....................... 21,0
При этом органическая масса исходного сланца распределяется
примерно следующим образом (в %):
Переходит в смолу.............40
Переходит в газ...............20
Сгорает.......................30
Остается в золе ..............10
Получаемая в генераторных печах смола бедна легкими фрак-
циями (начало кипения выше 100°). Удельный вес смолы около
1,0, теплотворность 9400—9500 ккал.
§ 33.	Охлаждение парогазовой смеси; получение смолы и газового-
бензина
Парогазовая смесь, отсасываемая из печи полукоксования,
подвергается охлаждению, в результате конденсируются пары
смолы и воды, и образовавшийся конденсат выпадает из газа.
После этого из газа удаляют оставшиеся в нем во взвешенном со-
стоянии в виде смоляного тумана мельчайшие капельки смолы,
а затем улавливают содержащиеся в газе пары легких углеводоро-
дов, составляющие газовый бензин.
При охлаждении парогазовой смеси находящаяся в ней смола
конденсируется и выделяется в виде мельчайших капелек, которые
соединяются постепенно в большие и падают на дно холодильника;
при этом скорость их падения тем больше, чем они тяжелее.
Однако часть мельчайших капелек остается в газе, и осаждение
их путем дальнейшего охлаждения газа невозможно в силу того,
что, как это показывают расчеты, скорость их падения незначительна
по сравнению со скоростью вихревого движения газового потока.
Эти оставшиеся в газе в виде смоляного тумана мельчайшие ка-
пельки смолы требуют для осаждения из газа применения особых
способов и аппаратуры.
§ 34.	Технологические схемы отделений конденсации. Схема
выделения бензина из поглотительного масла
На заводах полукоксования угля с двухзонными шахтными
печами конденсационная система является общей для всех печей.
Поступающая из печей парогазовая смесь (прямой газ), состоя-
щая из выделяющегося во время процесса газа полукоксования
и газа-теплоносителя, направляется при температуре 150—200°
и давлении 3—5 мм вод. столба через газосливы печей в общий
88
газосборник (барильет). В газосливах и барильете производится
орошение газа надсмольной водой (или смолой) через установлен-
ные форсунки. При этом газ охлаждается, и температура его сни-
жается примерно до 100°.
Основным назначением орошения газосливов и барильета во-
дой является осаждение из газа угольной пыли, смывание ее и
смоляных сгустков со стенок газосливов и барильета и транспорти-
ровка осадков из барильета. При отсутствии орошения осадки
быстро засоряют газосливы и барильет, что заставляет останавли-
вать отдельные печи, а иногда и весь цех для чистки газосливов и
барильета.
Фиг. 28. Схема конденсационной системы двухзонных печей.
Необходимо обеспечить бесперебойность орошения барильета
и газосливов и подавать надсмольную воду в количестве до 6 м3
на 1 тп загружаемого в печи угля. При этом для осуществления
хорошего разбрызгивания и смывания давление воды перед фор-
сунками должно быть не менее 3 ат.
Барильет заканчивается вертикальным отводом (стояком), опу-
щенным в отстойник, куда стекает из барильета жидкость, обра-
зуя гидрозатвор.
Через газоотвод в нижней части стояка газ направляется в
оросительный холодильник (конденсор) 1 (фиг. 28) и выходит
из верхней части последнего. В конденсоре продолжается охлаж-
дение парогазовой смеси, которое осуществляется при вбрызги-
вании воды (или смолы) через форсунки, размещенные в крышке
конденсора, и в результате охлаждения стенок конденсора
наружным воздухом. В конденсоре, как и в барильете, выде-
ляются угольная пыль и наиболее тяжелая часть смолы, которая
отводится через гидрозатвор в соответствующий отстойник.
После конденсора газ поступает в водяные трубчатые холо-
дильники 2, где охлаждается до 25—30°, и затем в центробежный
вентилятор — эксгаустер 3, работа которого состоит в отсасы-
вании парогазовой смеси из печей и проталкивании ее через ап-
паратуру, находящуюся за эксгаустером. Разрежение перед экс-
гаустером составляет 200—250 мм вод. столба, а давление после
него 400—500 мм вод. столба.
В трубчатых холодильниках в результате охлаждения газа
водой конденсируются смоляные и водяные пары, и образовав-
89
шаяся смесь смолы с надсмольной водой стекает через гидрозатвор
в отстойник. На этом заканчивается выделение смолы (и воды)
методами охлаждения парогазовой смеси.
Оставшиеся в газе мельчайшие капельки смолы частично вы-
деляются в эксгаустере 3 в результате действия центробежной
силы при отбрасывании газа от центра к стенкам эксгаустера. После
эксгаустера, в котором температура газа повышается на 8—10°,
т. е. до 35—40°, газ поступает в электрофильтры 4, где под дейст-
вием электрического тока высокого напряжения заканчивается
освобождение газа от смолы (степень очистки газа 95—98%).
Фиг. 29. Схема конденсационной системы трехзонных печей.
От электрофильтров газ направляется в конечный холодильник 5,
где нагревшийся в эксгаустере газ охлаждается до 20—25° перед
поступлением в скрубберы 6 для улавливания газового бензина
путем промывки (орошения) газа поглотительным маслом, в ка-
честве которого могут применяться фракции полукоксовой смолы,
выкипающие в пределах 200—300°.
В отличие от двухзонных у трехзонных печей, отличающихся
большой производительностью, каждая печь имеет самостоятель-
ную конденсационную систему (фиг. 29). По выходе из печи паро-
газовая смесь, состоящая из газа полукоксования и газа-теплоноси-
теля, поступает в предварительный холодильник 7. Давление на вы-
ходе из печи составляет 3—5 мм вод. столба, температура 240—250°.
В предварительном холодильнике выделяются угольная пыль и
тяжелая смола, которые оседают в нижней части аппарата. Пыль
(фусы) периодически выгребается вручную, а смола отводится
в соответствующее хранилище. Количество конденсирующейся
смолы составляет 15—20% от общего ее количества.
Парогазовая смесь охлаждается в предварительном холодиль-
нике до 120—130° и, освобожденная от угольной пыли и тяжелых
погонов смолы, поступает в электрофильтры 2, в которых осаждается
от 40 до 50% общего количества смолы. Эта смола не содержит
пыли и практически безводна, так как электрофильтры работают
при температуре, значительно превышающей точку росы водяных
паров прямого газа.
После электрофильтра газ поступает в трубчатые водяные
холодильники 3, в которых из газа конденсируются легкая смола
.90
(среднее масло) и водяные пары. Конденсат стекает через гидравли-
ческие затворы в отстойник, причем вследствие значительной раз-
ницы удельных весов легкой смолы и воды они без особых затруд-
нений могут быть разделены при отстаивании. Количество легкой
смолы из трубчатых холодильников составляет 35—40% от общего
количества смолы.
После трубчатых холодильников газ при температуре порядка
25° поступает в эксгаустер 4. Разрежение перед эксгаустером со-
ставляет около 200 мм вод. столба.
Из эксгаустера газ под давлением около 450 мм вод. столба
и при температуре около 30—35° поступает в конечный холодиль-
ник 5 и далее в скрубберы 6 для улавливания газового бензина.
Необходимо указать, что приведенные при описании схем нормы
технологического режима (температура и давление) являются при-
мерными. В конкретных условиях данного завода, особенно в за-
висимости от гранулометрического состава подвергаемого полуко-
ксованию угля и его качества, эти нормы могут изменяться.
После улавливания газового бензина очищенный газ, под на-
званием «обратного», направляется к печам полукоксования, где
используется, как это было описано выше в § 30. Избыточное
количество газа используется в парокотельной завода, или для
других нагревательных целей, как газовое топливо.
Для обслуживания аппаратуры конденсационного отделения—
подачи воды на орошение, откачек смолы из отстойников и храни-
лищ, подачи поглотительного масла в скрубберы — в отделении
имеются центробежные, паровые и коловратные насосы.
Для спуска воды и смолы из аппаратов имеются соответствующие
гидрозатворы и отстойники (приемники).
Для измерения температур, давлений, расходов и определе-
ния состава газа в конденсационном отделении расположены со-
ответствующие контрольно-измерительные приборы —- термометры,
манометры, расходомеры и газоанализаторы.
Схема выделения бензина из поглоти-
тельного масла. Выделение бензина из поглотительного
масла, иначе говоря, отбензинивание масла, производится путем
отгонки бензина водяным паром в дестилляционной колонне. Зада-
чей процесса является выделение из масла газового бензина, после
чего масло охлаждается и возвращается на поглощение бензина.
Схема технологического процесса отбензинивания масла при-
ведена на фиг. 30. Насыщенное газовым бензином поглотительное
масло подается насосом из сборника в напорный бак 4, откуда масло
направляется в трубчатый теплообменник 7 для предварительного
подогрева. По межтрубному пространству теплообменника про-
пускается холодное насыщенное масло, а по трубам — горячее
отбензиненное масло, вытекающее из дестилляционной колонны 5.
Подогретое до 60—80° в теплообменнике 7, насыщенное масло
поступает в трубчатый подогреватель 8, в котором нагревается
до 130—150° за счет тепла водяного пара, пропускаемого в про-
тивотоке по межтрубному пространству подогревателя. Затем
91
масло поступает в среднюю часть тарельчатой дестиляционной
колонны 5.
В нижнюю часть колонны подается водяной пар (в змеевик и
острый), в результате газовый бензин, как низкокипящая часть
смеси его с поглотительным маслом, отгоняется в виде паров из
масла, которое в данных температурных условиях остается в жид-
ком состоянии. Пары газового бензина совместно с водяным паром
выходят при температуре 95—105° из верхней части колонны и
поступают в дефлегматор 9, который представляет собой водяной
трубчатый холодильник, где поддерживается температура порядка
100° для того, чтобы увлеченные с парами бензина пары масла
Фиг. 30. Схема получения газового бензина.
здесь конденсировались и возвращались в колонну. Из дефлегма-
тора пары газового бензина (с водяными парами) направляются
в трубчатый конденсатор-холодильник 10, охлаждаемый водой.
Сконденсированная и охлажденная до 20—30° смесь бензина и воды
перетекает в сепаратор 11, расположенный ниже конденсатора 10.
В сепараторе газовый бензин отделяется от воды, образующей
нижний слой. Из сепаратора 11 бензин стекает в сборник 12, а
вода (через ниже расположенный штуцер) в сеть сточных вод.
Отбензиненное поглотительное масло по выходе при 110—120° из
нижней части колонны 5 поступает через сифон 6 в теплообменник 7
и далее в холодильник для масла 13. В теплообменнике 7 отбензи-
ненное масло подогревает, как уже указывалось, насыщенное
масло, само при этом соответственно охлаждаясь. В холодильнике 13
происходит окончательное охлаждение масла до 25—30°, после
чего отбензиненное и охлажденное поглотительное масло посту-
пает через отстойник 14 в сборник отбензиненного масла 15, откуда
снова подается насосом на орошение бензиновых скрубберов 1.
Насыщенное парами бензина масло из скруббера 1 через перелив-
ной ящик 2 поступает в сборник 3, и цикл отбензинивания масла
и последующего его насыщения парами бензина повторяется.
92
§ 35.	Аппаратура конденсационных отделений
Аппараты конденсационных отделений предназначены для вы-
деления из парогазовой смеси смолы, воды и паров газового бен-
зина с получением очищенного «обратного» газа, направляемого
на печи полукоксования.
Оросительные холодильники. Охлаждение
газа в таких холодильниках производится путем непосредственного
Фиг. .’’>1. Предварительный холодильник.
соприкосновения газа с водой (или смолой), разбрызгиваемой по
всему внутреннему объему холодильника. Обычной конструкцией
такого аппарата (конденсора) является полый железный цилиндр,
в который охлаждаемый газ входит снизу и из которого выходит
сверху. Вода поступает в верхнюю часть аппарата и разбрызги-
вается особыми форсунками.
Примерный объем оросительного холодильника определяется
из расчета 15 м3 на каждые 1000 нм3/час газа.
Более совершенная конструкция оросительного холодильника
(называемого предварительным) представлена на фиг. 31. В верх-
ней части аппарата, собственно холодильника, имеется три фор-
сунки 2, распиливающие надсмольную воду, вследствие чего внутри
93
холодильника образуется тонкая водяная завеса. Количество пода-
ваемой воды регулируется по температуре выходящего из холо-
дильника газа.
Газ поступает внизу холодильника, проходит сквозь водяную
завесу и отводится сверху. Отъем тепла от газа происходит глав-
ным образом за счет испарения воды орошения, так как температура
в холодильнике держится в пределах 120—125°.
Для отделения угольной пыли и части тяжелой смолы в нижней
части холодильника имеется пылеотделитель, который представляет
собою вращающийся от электромотора 5 барабан 4 с двойными стен-
ками, в которых имеются прорези, расположенные в шахматном
порядке, что обусловливает зигзагообразный путь газа.
Выходящая из печи парогазовая смесь поступает внутрь бара-
бана 4, а затем через прорези в стенках в холодильник 1, разби-
ваясь при этом на тонкие струйки. Внутри холодильника над бара-
баном помещен металлический конус 3 для дополнительного осажде-
ния пыли из газа. Смола и пыль, отбиваемые в барабане, оседают
в нижней части холодильника, которая является сборным резер-
вуаром 6 с открытым очистным карманом. Пыль осаждается на
дно и периодически выгребается вручную, а смола отводится в
сборник по трубе 7 с верхнего уровня очистного кармана. В верхней
части холодильника имеется три ряда металлических хорд (ко-
зырьков) 8 для отбоя капель смолы, которые может нести с собою
газ.
Газ поступает в холодильник при температуре около 240° и
•хлаждается до 120—125°, поэтому подсмольная вода, подавае-
мая на орошение, испаряется и в виде паров уходит с газом.
Водяные трубчатые холодильники. На-
значением водяных трубчатых холодильников является завершение
процесса охлаждения парогазовой смеси для конденсации остав-
шихся в парообразном состоянии более низкокипящей легкой
части смолы и воды, в том числе воды, испарившейся в газ при
орошении барильета, газосливов и предварительного холодиль-
ника.
Трубчатые холодильники бывают двух типов: с вертикальными
трубами и с горизонтальными.
Холодильник с вертикально расположенными трубами пред-
ставляет собой (фиг. 32) прямоугольный (иногда цилиндрический)
из листового железа кожух 1 с не доходящими до конца вертикаль-
ными перегородками 2 и с двумя трубными решетками 3, куда
ввальцовываются цельнотянутые (бесшовные) трубы 4.
Газ поступает в холодильник через штуцер 7, проходит между
трубами, совершая ввиду наличия перегородок 2 повороты (как
это показано стрелками), охлаждается и выходит по штуцеру 8.
Охлаждающая вода поступает через патрубок 9, проходит по тру-
бам, совершая такие же повороты (но в обратном направлении),
нагревается и выходит из холодильника по патрубку 10. Перего-
родки в холодильнике служат для изменения направлений газа
94
и воды с целью осуществления противотока и наилучшего соприко-
сновения газа со стенками труб, где проходит охлаждающая вода.
Во время работы холодильника все трубы и пространство 5 и 6
(над и под трубными решетками) заполнены водой, а все межтруб-
ное пространство — парогазовой? смесью, которые движутся на-
встречу друг другу и соприкасаются через железные стенки труб.
При этом происходит нагрев воды и охлаждение парогазовой смеси,
а содержащиеся в ней пары смолы и воды конденсируются. Образо-
вавшийся конденсат ско-
пляется внизу межтруб-
ного пространства холо-
дильника и вытекает из
него через штуцер и гид-
розатвор в отстойник,
где происходит разделе-
ние смолы и воды.
В другом типе водя-
ных холодильников тру-
бы расположены гори-
зонтально (с незначи-
тельным уклоном).
Как и в вертикаль-
ном холодильнике, вода
проходит по трубам про-
тивотоком к движуще- вюд
муся в межтрубном про-
странстве газу. Конден-
сирующиеся смола и над-
смольная вода собира-
ются в нижней части
холодильника и затем
через гидрозатвор посту- Фх
пают для разделения в
отстойник.
Холодильники с горизонтальными трубами отличаются боль-
шей эффективностью по сравнению с вертикальными благодаря
более полному и последовательно равномерному соприкосновению
газа с холодной поверхностью труб. На каждые 1000 нм3/сутки
проходящей через холодильники с горизонтальными трубами
парогазовой смеси требуется поверхность охлаждения (т. е. по-
верхность труб) 8—10 № против 12—15 м2 для холодильников
с вертикальными трубами. Для примера укажем, что вертикальный
холодильник с 631 трубой диаметром 76 мм и высотой 1850 мм
имеет поверхность охлаждения, равную 1000 м2. На заводах обычно
устанавливают несколько холодильников, причем в зимнее время
часть их выключают.
Электрофильтр. Для более тонкой очистки газа от
смоляного тумана и пыли (на 95% и выше) с доведением остаточ-
воге содержания пыли до 0,01—0,03 г/нм3 применяется метод
95
электростатической очистки газа в аппаратах, которые носят на-
звание электрофильтров.
Принципиальная схема устройства электрофильтра представ-
лена на фиг. 33.
По проводам 6 переменный ток (напряжением 120, 220, 500 в)
поступает к щиту 7 и от него по проводам 11 к трансформатору 8.
Здесь напряжение тока повышается до 30—80 кв, после чего ток
идет в выпрямитель 9, который приводится в движение от мотора 10.
Питание мотора осуществляется от щита 7 по проводам 12.
От выпрямителя постоянный ток высокого напряжения идет к
электрофильтру, соединенному с отрицательным проводом 13 вы-
прямителя, положительный провод которого 14 заземлен.
Фиг. 33. Схема устройства электрофильтра.
Отрицательный провод 13 соединен с проводом 3, расположен-
ным по оси трубы 2.
Таким образом, электрод 3 (отрицательный полюс) и заземлен-
ная труба 2 (положительный полюс) заряжены электричеством
высокого напряжения.
Напряжение поля в любой точке в трубе 2 определяется по фор-
муле
, R ’
2,3 -х  1g —-
где Ех — напряжение в данной точке:
v±— v2—разность потенциалов между проводом 3 и внутренней
поверхностью трубы 2;
Е и*г—радиусы трубы 2 и провода 3\
х — расстояние данной точки от оси трубы.
Из приведенной формулы следует, что напряжение поля тем
больше, чем ближе данная точка к оси трубы и чем меньше радиус
96
провода 3, т. е. чем он тоньше. При определенной разности потен-
циалов напряжение поля вблизи провода 3 (т. е. при малом зна-
чении х) достигает такой величины, что начинает происходить
ионизация газа.
Другими словами, ионизация газовой среды начинается с того
момента, когда градиент напряжения вблизи излучающего элек-
троны провода 3 превысит пробивное сопротивление газа.
Область ионизации газа вблизи электрода 3 носит название
короны, которая характеризуется такими внешними явлениями,
как свечение и особое звучание.
Ионы, встречаясь с находящимися в газе пылинками, заряжают
их положительным или отрицательным электричеством, так как в
области короны имеются ионы обоих зарядов. При этом пылинки,
заряженные одноименно с проводом 3 (в данном случае отрица-
тельно), движутся от провода 3 к стенке трубы 2, а разноименно
заряженные движутся к проводу.
За областью короны образования новых ионов не происходит,
поэтому здесь имеются только ионы, двигающиеся от провода к
стенке трубы, т. е. заряженные одноименно с проводом 3.
Поэтому в основном пространстве трубы за областью короны
пылинки заряжаются одноименно с проводом 3 и движутся к внут-
ренней поверхности трубы, где отдают свой заряд и оседают
на ней.
Скопляясь на стенке трубы, частички пыли и смолы утяжеля-
ются и под действием силы тяжести падают (или стекают) в ниж-
нюю часть электрофильтра, откуда периодически удаляются
через отверстие 5. Поступление газа в трубу осуществляется через
нижний патрубок 4, а выход очищенного газа — через патрубок 1.
Некоторые заряженные частицы пыли и смолы притягивают незаря-
женные и, соединяясь с ними в более крупные частицы, могут
выпадать из газового потока под действием силы тяжести, не доходя
до стенки трубы.
Провод 3 носит название коронирующего электрода, а труба 2,
на стенке которой происходит оседание частичек, — осадитель-
ного.
Для успешной работы электрофильтра подвергающийся очистке
газ должен быть охлажден до 80—100° (т. е. несколько выше точки
росы воды и смолы). Время пребывания газа в электрофильтре
5—6 сек. Содержание кислорода в газе не должно превышать 1%
во избежание опасности взрыва.
Степень очистки ’газа в электрофильтрах зависит от многих
условий. Из них наиболее важное значение имеют скорость, тем-
пература и влажность подвергаемого очистке газа, а также его
состав и род вещества выделяемых из газа частиц.
В технике существуют два типа электрофильтров — пластин-
чатые и трубчатые. В пластинчатых электрофильтрах осадительные
электроды выполняются в виде параллельно расположенных пла-
стин, а в трубчатых — в виде труб. Обычным материалом для из-
готовления электрофильтров является железо (сталь).
7 Зак. № 2242.	97
На фиг. 34 представлена одна из конструкций пластинчатого
электрофильтра. Осадительные пластины 2 расположены в гори-
зонтальном газовом канале; подлежащий очистке газ поступает
по направлению 1, проходит поперек коронирующих электродов 3,
очищается от взвешенных частиц и выходит в направлении 4.
Фиг. 34. Пластинчатый электро-
фильтр.
Осажденная смола стекает в бун-
кер 5 и через гидрозатвор отво-
дится в сборник смолы.
Электрофильтры следует при-
знать совершенными и эконо-
мичными аппаратами для тонкой
очистки газа, так как степень
очистки достигает 95—98% при
расходе электроэнергии на
очистку 0,5—0,8 квт-ч на
1000 Л13 газа.
Эксгаустер. Работа
эксгаустера, который является
центробежным вентилятором, за-
ключается в том, чтобы по одну
сторону от себя создать раз-
режение, необходимое для от-
сасывания парогазовой смеси
Фиг. 35. Эксгаустер.
из печей и прохождения ее через находящуюся до эксгаустера
конденсационную аппаратуру, а по другую сторону создать давле-
ние, достаточное для проталкивания газа через аппараты за
эксгаустером и подачи газа на печи под необходимым давлением.
Эксгаустер (фиг. 35) имеет рабочее колесо (турбинку) с лопа-
стями 2, расположенное внутри корпуса 3 неплотно закрепленное
на валу, концы которого (цапфы) покоятся на подшипниках.
У центра рабочего колеса имеется вырез, через который поступает
газ 1. При вращении рабочего колеса поступивший газ за счет
центробежной силы отбрасывается лопастями к периферии колеса,
где создается необходимое давление, и газ выходит через патру-
бок 4 корпуса. В центре же колеса создается разрежение, за счет
которого поступают новые порции газа. Рабочее колесо вращается
электромотором, с которым эксгаустер соединен муфтой сцепления.
98
Помимо основной задачи, т. о. создания нормального гидравли-
ческого режима в печах и конденсационной системе, эксгаустер
выполняет работу дополнительного смолоотделителя.
Находящиеся в газе мельчайшие капельки смолы в результате
механического воздействия лопастей, отбрасывающих газ к перифе-
рии рабочего колеса, отбиваются из газа и стекают в нижнюю часть
корпуса эксгаустера, откуда смола отводится
в приемник. При прохождении через эксгау-
стер газ нагревается на 8—10° в результате
сжатия и сильного трения газа о быстровра-
щающиеся лопасти колеса.
Конечный холодильник. Для
охлаждения газа после эксгаустера могут
применяться водяные холодильники разных
типов: трубчатые (например, с горизонталь-
ными трубами) п оросительные. В последнем
случае для увеличения поверхности соприко-
сновения газа с охлаждающей водой и более
интенсивного его охлаждения в оросительный
холодильник помещают насадку — деревян-
ную хордовую или из колец Рашига.
Деревянная хордовая насадка выпол-
няется в виде решеток из прямоугольных
реек с сечением 6 X 12 мм. Кольца Рашига
представляют собою открытые с обеих сторон
цилиндрики, высота которых равна их наруж-
ному диаметру (обычно 25x25 мм). Кольца
бывают металлические в виде коротких от-
резков железных труб или керамиковые,
которые специально изготовляют. Деревян-
ной хордовой насадкой или кольцами Ра-
шига заполняется большая часть внутрен-
него объема оросительного холодильника.
В верхней части холодильника имеется оро-
через гидрозатвор
Фиг. 36. Насадочный
скруббер.
сительное устройство, разбрызгивающее и равномерно распределяю-
щее поступающую на орошение воду по верхней поверхности на-
садки. В конечном холодильнике выделяются небольшие количе-
ства легкой смолы, капельки которой все еще содержат поступаю-
щий в холодильник газ.
Скрубберы. Скруббер представляет собой (фиг. 36) ци-
линдрический аппарат диаметром 3—4 м и высотой 15—35 м,
изготовленный из листового железа. Скрубберы заполняются
деревянной хордовой насадкой или кольцами Рашига с целью
получения возможно большей поверхности соприкосновения газа
с поглотительным маслом, которое подается в верху скруббера
для орошения. Для разбрызгивания масла имеется специальное
форсуночное устройство; однако надежнее работает (не забивается)
простое устройство из желобов (с зубчатыми краями стенок или про-
резями в стенках).
7*
99
I аз входи) внизу скруббера и после промывки поглотительным
маслом для поглощения паров бензина выходит в верху скруббера.
Поглотительное масло подается насосом в верх скруббера в разбрыз-
гивающее устройство, где разбрызгивается и падает вниз, смачи-
вая насадку и абсорбируя из газа пары бензина. Насыщенное

Фиг. 37. Гидрсзатвор.
бензином масло выходит внизу
скруббера и поступает через гидро-
затвор в сборник.
Установка для улавливания га-
зового бензина обычно состоит из
двух или нескольких скрубберов,
соединенных последовательно. По-
верхность орошения скрубберов
рассчитывается, исходя из того,
что в среднем на каждые 100 нм3
газа, проходящего через скруббе-
ры в сутки, требуется 8—10 м2 по-
верхности насадки.
Г и д р о з а т в о р ы. При от-
воде жидкости из аппарата, в
Фиг. 38. (Зю.тоотетойник.
котором находится газ, необходимо обеспечить невозможность
проникновения газа из аппарата в атмосферу или воздуха в ап-
парат. Это достигается применением особого устройства, которое
называется гидравлическим затвором, или сокращенно гидро-
затвором.
На фиг. 37 представлен обычный тип гидрозатвора. Жидкость
из аппарата стекает по патрубку 1 в трубу 2, опущенную в сосуд
с жидкостью 3. По мере накопления жидкость вытекает из сосуда
через патрубок 4. Газ не может выйти из аппарата, так как этому
препятствует столб жидкости а в трубе 2, высота которого подби-
рается в зависимости от давления газа в аппарате (с двух-трехкрат-
ным запасом). Заглушки 5 для прочистки гидрозатвора снимаются.
Все аппараты конденсационного отделения, из которых отводится
смола и надсмольная вода при наличии в аппарате газа, снабжены
гидрозатворами (холодильники, эксгаустер, электрофильтр, скруб-
беры).
100
Смолоотстойники. Устройство смолоотстойника для
обводненной смолы, поступающей, например, из водяных труб-
чатых холодильников, представлено на фиг. 38. Смола по трубо-
проводу 1 поступает в крайнее левое отделение отстойника, и здесь
внизу отслаивается более тяжелая смола. Остальная масса смолы
вместе с водой поступает через перевальную перегородку 2 в сред-
нюю часть отстойника. Легкая смола, имеющая меньший удельный
вес, чем вода, ооразует
верхний слой, а под-
смольная вода перете-
кает под не доходящей
до дна перегородкой 3
в крайнюю правую часть
отстойника. Отстойник
оборудован паровыми
змеевиками 4 и а для
нагрева смолы.
Тяжелая смола из
Фиг. 39. Механизированный смо.тоотстойник—
фусоотделитель.
левого отделения посту-
пает по трубопроводу" 6
в открытую воронку 7
и затем в сборник. Лег-
1 — воздушник; 2— корыто для приема и распреде-
ления конденсата; 3 — штуцер для выпуска смолы;
4 — штуцер для выпуска воды; 5 — штуцер для по-
ступающего конденсата; б’— течка для отвода фусов;
7 — скребковый транспортер.
кая смола из верхней части среднего отделения сливается в ковш
8 и далее по смолопроводу 9 также поступает в воронку? 7 и затем
в сборник смолы.
Вода вытекает через лоток 10, сливается в воронку 11 и уходит
в канализацию. Передвижное колено 12 дает возможность направить
жидкость из лотка 10 в воронку 7, если будет замечено наличие
легкой смолы в лотке.
На фиг. 39 представлен механизированный смолоотстойник—
фусоотделитель.
§ 36.	Состав завода полукоксования
Современный полукоксовый завод представляет собой во многих
случаях производство большого масштаба, в состав которого вхо-
дит ряд цехов и отделений.
Основными являются печной цех и цех конденсации, где сосре-
доточена основная аппаратура.
Кроме того, имеются угольный склад, склад полукокса, склад
смолы, установка для дополнительной обработки полукокса, газ-
гольдеры, а также различные вспомогательные це«хи для обеспече-
ния завода паром, водой и электроэнергией, ремонта оборудования
и т. и.
При работе завода на брикетах к печному цеху примыкают
цехи подсушки и брикетирования топлива. Транспортировка ис-
ходного топлива и полукокса производится как в цехах и на скла-
дах, так и между ними системой различных транспортных уст-
ройств.
101
При необходимости организации переработки смолы на месте
в состав завода включаются соответствующие химические цехи.
В ходе процесса полукоксования получаются сточные воды,
загрязненные фенолами, маслами и другими примесями. Как пра-
вило, непосредственный спуск сточных вод в водоемы недопустим,
в связи с чем производится очистка вод по одному из существую-
щих методов (см. главу XVIII).
§ 37.	Контроль производства
Современная полукоксовая установка располагает значитель-
ным количеством контрольно-измерительных приборов для систе-
матического наблюдения за работой печей и аппаратуры и опре-
деления выходов продукции и расходных показателей — сырье-
вых и энергетических.
В ряде точек печи производится измерение температур и давле-
ний или разрежений (см. § 28 и 30).
Производятся также замеры расхода угля, пара, воды и элек-
троэнергии, количества полученной смолы, легкого масла и полу-
кокса.
Регулировка работы отопительных устройств ведется как по
температурному режиму, так и при помощи измерения расхода
обратного газа и воздуха, подаваемых к каждой из горелок печи.
Замеры производятся при помощи U-образных водяных маномет-
ров, измеряющих перепады давления, создаваемые диафрагмами,
помещенными в соответствующие трубопроводы.
Регистрация показаний контрольно-измерительных приборов
ведется в специальных журналах, форма которых соответствует
типу технологической схемы данной полукоксовой установки.
Глава VI
ПЕРЕРАБОТКА ЖИДКИХ ПРОДУКТОВ СУХОЙ ПЕРЕГОНКИ
ТВЕРДОГО ТОПЛИВА
§ 38.	Характеристика различных смол
Как уже указывалось ранее, выходы и характеристика про-
дуктов сухой перегонки зависят от ряда факторов и в первую оче-
редь от свойств исходного топлива и температуры сухой перегонки.
Зависимость характера получаемой смолы от свойств исходног®
топлива резко выражается при полукоксовании топлив, в то время
как при коксовании различие получаемых смол сглаживается за
счет происходящих в печах вторичных процессов.
В силу этого смолы полукоксования значительно разнообраз-
нее, чем коксовые смолы. Необходимо также отметить, что ас-
сортимент топлива, подвергаемого полукоксованию, гораздо об-
ширнее, чем ассортимент топлива, поступающего на коксо-
вание.
Так, если на полукоксование идут торф, бурые угли, сланцы,
сапропелиты и каменные угли, то коксованию обычно подвергают
лишь каменные угли различных марок, шихта из которых обеспе-
чивает получение высококачественного кокса.
Зависимость между температурой процесса перегонки и выхо-
дом смолы при переработке каменного угля можно иллюстриро-
вать следующими данными (табл. 13).
Таблица 13
Влияние температур сухой перегонки
угля на выход и удельный вес смолы
Температура перегонки, °C	Выход смолы, % на уголь	Удельный вес 1	смолы
450	5,5	0,980
500	7,0	J 0,990
550	8,0	1	1,020
ООО	7,5	1,050
700	6,0	1	1,080
800	4,6	1	1,12»
900	3,0	।	1,200 i
103
С ростом температуры выход смолы уменьшается, смола стано-
вится более тяжелой, состав ее изменяется: при уменьшении со-
держания фенолов значительно увеличивается содержание аромати-
ческих углеводородов, а также увеличивается содержание свобод-
ного углерода.
Проследить ход этих изменений можно па примере данных
табл. 14.
Таблица 14
Характеристика смолы в зависимости от температуры перегонки
Температура сухой пере- гонки, °C	Весовой % свободного углерода	Объемный % кислых веществ	Объемный % основа- ний	Состав нейтральных масел в % по объему		
				! алкены '	аромати- ческие со- единения	алканы и цикланы
500	1,8	17,4	0,3	10,3	53,8	35,9
600	5,0	15,8	0,6	16,2	66,9	16,9
700	7.6	15,6	0,5	12,9	79,6	7,5
800	8,8	7,9	0,7	15,5	83,4	1,7
900	17,0	2,5	1,3	14,7	85,6	1,1
1000	23,7	1,5	1,2	13,6	86,5	0,9
1100	29,2	1,3	1,0	9,4	88.3	0,3
Из таблицы видно, что при температуре выше 600° заметно
падает содержание в нейтральных маслах алканов и цикланов
(парафиновых и нафтеновых углеводородов), затем быстро умень-
шается содержание фенолов; содержание ароматических соедине-
ний непрерывно растет за счет происходящих вторичных реакций,
в которых принимают участие не только соединения, входящие
в состав первичной смолы, но также и газы, в атмосфере которых
протекает процесс; увеличивается также содержание свободного
углерода.
Вторичные процессы образования высокотемпературной смолы
идут с сильным газообразованием, постоянно сопровождающим
процессы термического разложения. Этим в основном объясняется
происходящее с ростом температур падение выходов смолы.
При полукоксовании твердых горючих в печах внутреннего
обогрева температура мало отражается на получаемой смоле.
Так, для германских бурых углей были получены в промышлен-
ных условиях следующие данные (табл. 15).
Следует обратить внимание на значительное различие в харак-
тере и составе смол, получаемых при полукоксовании гумусовых
и сапропелитовых углей. Первичные смолы гумусовых углей со-
держат, как правило, значительное количество фенолов и основа-
ний, и получение из них моторных топлив методами прямой разгонки
крайне затруднено. Высокий расход реагентов и большие потери
продуктов при очистке, низкое качество и недостаточная стабиль-
ность получаемых очищенных фракций делают эти первичные
104
Таблица 15
Характеристика смолы при полукоксовании в печах внутреннего обогрева
Фракционный состав смолы	1 Без газового бензина
Температура теплоноси- теля на входе. °C	без газового бензина			1		<>СфЛ»1Ь— тенов
	% до 180°	% до 320	1	% ДО 325°			
				бензином, % до 325°	% кислых веществ	
650	1,4	43,8	1 47,4	52,0	14,5	2,3
590	1.4	. 44,5	I 46,5	51,8	14,8	1,6
495	1,6	45,3	1 48,1	53,4	15,2	1.8
смолы неблагоприятным сырьем для переработки их на моторное
топливо.
В отличие от этого первичные смолы сапропелитовых углей
содержат лишь немного фенолов и оснований, а их горючая масса
более богата водородом, так что эти смолы могут быть исполь-
зованы для получения моторных топлив.
§ 39.	Общие данные о схеме переработки смол
Основным способом переработки смол полукоксования твердых
топлив для получения соответствующего стандартам моторного
топлива — бензина и дизельного топлива — является метод гидро-
генизации (см. гл. XII).
Однако существуют л другие способы переработки смолы,
основанные на ее разгонке на фракции и последующей переработке
фракций.
Схемы переработки отличаются в зависимости от различия
состава смол и ассортимента вырабатываемой продукции.
Основными операциями переработки смол являются: а) пред-
варительная подготовка, во время которой производится обезвожи-
вание смолы и удаление из нее механических примесей; б) дистил-
ляция (разгонка), посредством которой смола разделяется на
фракции; в) очистка фракций для получения товарных продуктов.
Очистка фракций производится либо химическим путем, дей-
ствием кислот и щелочей, либо методами селективной экстракции
или избирательного растворения. Сущность последних методов
заключается в том, что фракцию обрабатывают растворителем,
который по-разному растворяет различные группы соединений,
входящих в состав фракции. Таким путем удается разделить фрак-
цию на две части — экстракт и рафинат, причем целевые компо-
ненты собираются, например, в рафинате, тогда как подлежащие
удалению примеси уходят в экстракт. Значительно реже приме-
няются методы сорбционной очистки путем обработки продуктов
веществами, сорбирующими (поглощающими) примеси.
К перечисленным основным операциям, которые являются
постоянными в схемах переработки смол, прибавляются различные
другие операции, зависящие от состава смолы.
105
Ассортимент продукции, получаемой в ходе переработки смолы,
может быть весьма различным в зависимости от глубины переработки
и от состава исходной смолы. Так, в случае каменноугольных смол
полукоксования, содержащих большое количество фенолов, послед-
ние являются одним из важнейших продуктов, в то время как
получение из таких смол качественного моторного топлива затруд-
нительно и нецелесообразно. Буроугольные смолы часто содержат
много парафина, который и выделяется из них в качестве целевого
продукта. Высокотемпературная смола, содержащая значительные
количества нафталина и антрацена, является благоприятным сырьем
для их производства и т. д.
§ 40.	Подготовка смолы к переработке
В смолах содержится различное количество воды и пыли. Так,
в коксовой смоле после предварительного отстаивания в отстой-
никах (декантерах) и емкостях коксохимического завода содержа-
ние воды часто доходит до 10%. Значительное количество влаги
и пыли содержится также и во многих полукоксовых смолах.
Наличие в смоле воды и пыли затрудняет ее последующую
переработку, снижает производительность смолоразгонной аппа-
ратуры, увеличивает расход тепла, приводит к забивке аппаратуры
и необходимости частых остановок для чистки.
Характер обводненности смол бывает различным. Вода может
находиться в смоле в виде крупновзвешенных капель, которые
при отстаивании сравнительно легко соединяются друг с другом,
укрупняются, отслаиваются и собираются, в зависимости от удель-
ного веса смолы, либо под слоем смолы (подсмольная вода), либо
над слоем смолы (надсмольная вода).
В других случаях, особенно при наличии в смоле угольной
пыли, вода образует со смолой весьма устойчивые эмульсии. Выде-
ление воды из таких смол не происходит даже при длительном
отстаивании. В зависимости от индивидуальных свойств смолы
и условий ее конденсации она может давать с водой легко расслаи-
вающуюся смесь или эмульсии той или иной устойчивости.
Наименее склонны к образованию эмульсий легкие смолы.
Обезвоживание таких смол обычно происходит уже при кратковре-
менном отстаивании. Наоборот, тяжелые смолы, особенно содержа-
щие пыль, дают с водой устойчивые эмульсии, разрушение которых
является трудной задачей. Поэтому температурный режим тех ап-
паратов конденсационной системы, в которых конденсируется
тяжелая смола, должен быть таким, чтобы в них не происходила
конденсация паров воды, а содержащиеся в газе водяные пары
конденсировались бы лишь в водяном (трубчатом) холодильнике
вместе с парами более легкой смолы.
Ниже приводится описание некоторых способов обезвожива-
ния смолы.
Отстаивание смолы с предварительным
подогревом. Обезвоживание смол полукоксования в некото-
рое
рых случаях может оыть достигнуто непосредственным отстаиванием.
Этот способ основан на разности плотности смолы и воды, вслед-
ствие чего происходит саморасслаивание смеси с образованием
слоя смолы и слоя подсмольной пли надсмольной воды. Указанный
способ мало эффективен при близости плотностей смолы и воды
и совсем не применяется при наличии устойчивых смоляных
эмульсий. Основным недостатком метода является длительность
процесса (до нескольких суток).
На практике отстаиванию обычно предшествует предваритель-
ный подогрев смолы, который сокращает время отстаивания и
дает лучший эффект. При подогреве уменьшается вязкость смолы,
что способствует лучшему отделению воды, так как смоляной слой
становится более проходимым для взвешенных капель воды. Кроме
того, для смол плотностью менее единицы при нагреве увеличи-
вается разность плотности смолы и воды.
Подогрев смолы производится глухим паром (в змеевиках)
до температуры 60—70°. В период нагревания отслаивание воды
от смолы не происходит, так как этому препятствует возникающие
в жидкости конвекционные потоки. Расслаивание начинается после
прекращения подогрева, при спокойном состоянии жидкости. Содер-
жание воды в смоле после отстаивания все же часто составляет 3—5%.
Отстаивание с применением присадок.
Сущность способа заключается в том, что к смоле прибавляют
вещества, которые, растворяясь в содержащейся в смоле воде,
увеличивают удельный вес последней и тем самым разность удель-
ных весов смолы и воды, что облегчает и ускоряет отделение воды
при отстаивании.
Наиболее часто применяется добавка технической поваренной
соли в количестве 10—15 кг на 1 т смолы (считая на безводную).
Соль добавляют обычно в виде раствора удельного веса 1,17, при-
чем раствор используют несколько раз, укрепляя его после каждой
операции некоторым количеством свежей соли.
Обезвоживание смолы центрифугирова-
нием. Для обезвоживания .смолы механическим путем чаще
всего применяются центрифуги (фиг. 40). Центрифуга состоит из
корпуса 1 и укрепленного на валу 2 вращающегося барабана 3.
Нагретая до 40—50° смола непрерывно поступает в нижнюю часть
вращающегося барабана по трубе 4. Ввиду большей плотности
смола отбрасывается к стенке вращающегося барабана, а вода
накапливается ближе к валу центрифуги. Внутри барабана центри-
фуги в верхней его части установлен горизонтальный диск 5, ко-
торый неплотно примыкает к стенкам барабана.
Обезвоженная смола через щель 6, образующуюся между диском 5
и стенкой барабана, переходит на верхнюю поверхность диска,
откуда по трубе 7 отводится в сборники обезвоженной смолы:
вода остается под диском и непрерывно отводится из центрифуги
по трубе 8. Содержание воды в смоле после центрифугирования
составляет 0,2—0,5%; одновременно смола освобождается от пыли,
которая периодически удаляется из центрифуги.
107
При переработке (особенно путем крекинга) буроугольных
смол, содержащих большое количество асфальтенов, в некоторых
случаях производят предварительную обработку смолы серной
кислотой для частичного их удаления. В противном случае в ап-
паратуре происходит усиленное отложение кокса, что приводит
к необходимости частых остановок для удаления кокса из аппара-
тов. Одновременно с удалением асфальтенов происходит обезво-
живание смолы.
Фиг. 40. Центрифуга для обезвоживания смол.
При обработке таким путем сильно обводненных генераторных
смол с содержанием воды 35—40% были получены средние резуль-
таты, приведенные в табл. 16.
Таблица 16
Материальный баланс очистки смолы
Приход
Расход
Водная смола
H„SO4 . . .
100 i| Очищенная смола ....	54,3
0.8 ! Кислые смолы ......... 10,4
’ Вода г потери......... 36,1
В с его. . I 100,8
§ 41.	Разгонка смол (общие данные)
Как полукоксовые, так и высокотемпературные смолы пред-
ставляют собой сложные смеси разнообразных химических соеди-
нений, имеющих различные упругости паров и различные темпе-
108
ратуры кипения, оадача разгонки состоит в разделении суммарно-
го исходного продукта на отдельные, более или менее узкие, фрак-
ции, выкипающие в заданных температурных интервалах. По-
лученные фракции в большинстве случаев подвергаются дополни-
тельной обработке с целью получения товарных продуктов, от-
вечающих определенным требованиям.
Выбор температурных границ для отбираемых фракций зависит
главным образом от характеристики исходного сырья и намечен-
ного к выработке ассортимента продукции.
Теоретические основы процессов разгонки подробно излагаются
в'специальных курсах, где приводится также и методика соответ-
ствующих расчетов. Здесь достаточно будет привести лишь не-
сколько основных понятии и положений.
Процесс разгонки основан на том, что жидкости, составляющие
смесь, обладают различной летучестью, т. о. при одной и той же
температуре имеют различные упругости паров. Благодаря этому
состав пара над жидкостью отличается от состава последней и
в паре будет больше легких фракций. Полученная при конденса-
ции жидкость также будет отлична по составу как от исходной
смеси, так и от остатка, причем разница будет тем больше, чем
значительнее разница в упругостях паров.
Процесс разгонки состоит в испарении перегоняемой смеси
при помощи нагрева и отборе получающихся паров несколькими
фракциями, при различных температурах, с последующей конден-
сацией паров.
Состав жидкости определенным образом связан с составом
находящегося над ней пара и по мере хода разгонки и обеднения
жидкости легкокипящими составляющими уменьшается содержа-
ние последних также и в парах.
Применяемые в технике методы разгонки можно отнести к двум
группам: 1) простой разгонке, или дестилляции, 2) ректификации.
Ректификация представляет собой разгонку, сопровождающую-
ся процессом взаимодействия выходящей из перегонного аппарата
смеси паров со стекающей им навстречу жидкостью (флегмой или
орошением), полученной частичной конденсацией паров.
§ 42.	Простая разгонка, или дистилляция
Простая дестплляция широко используется для предвари-
тельного грубого разделения сложных жидких смесей на фракции.
Принципиальная схема процесса показана на фиг. 41.
Нагрев подвергаемой разгонке смеси может быть проведен
двумя существенно различными методами. В одном случае (я)
исходная смесь, помещенная в куб 1, обогреваемый паром или
каким-либо иным способом, постепенно испаряется, причем пары
по мере их образования отводятся из куба через конденсатор 2.
По достижении в кубе заданной температуры отбор фракции пре-
кращается и может быть начат отбор следующей фракции. Для
приема отдельных фракций служат приемники 3.
109
В другом случае (в) нагрев смеси производится таким образом,
что образующиеся при нагреве жидкости пары до тех пор не отде-
ляются от жидкости, пока не достигается определенная заданная
температура нагрева. Такой нагрев жидкости проводится обычно
пропусканием ее через обогреваемый змеевик 5 (трубчатую печь).
Затем нагретая паро-жидкостная смесь поступает в испаритель 6',
где и происходит разделение паров и жидкости. Пары проходят
Фиг. 41. Схемы песетой дистилляции смолы.
а — периодическая разгонка без дефлегматора; б — периодическая разгонка
с дефлегматором; в — непрерывная разгонка с однократным испарением.
через конденсатор, а жидкость может быть направлена в следую-
щий нагревательный змеевик для отбора от нее следующей фрак-
ции. Разделение паро-жидкостной смеси в испарителе может про-
ходить как с дополнительным частичным испарением, так и без
дополнительного испарения жидкого остатка.
В большинстве случаев простая дестплляция не дает возмож-
ности получения четких фракций. Последние получаются «раз-
мазанными», т. е. более тяжелая фракция начинает кипеть при
температуре значительно более низкой, чем температура конца
кипения предыдущей, более легкой, фракции. Это связано с тем,
что разделение легких и. тяжелых компонентов смеси не является
полным: в легкой фракции находится часть высококипящих фрак-
ций, в тяжелой — часть легкокипящих.
Для получения более четких фракций пользуются методом
разгонки (б).
не
Элементарной формой ректификации является разгонка с уста-
новкой конденсатора 4, называемого дефлегматором, в котором
происходит частичная конденсация выходящих из куба или испа-
рителя паров с возвратом конденсата в кхб. Таким путем из паров
отбивается более тяжелая часть и удается получить более четкую
фракцию.
§ 43.	Процесс ректификации
Собственно процесс ректификации проводится в колонных
аппаратах, наполненных насадкой того или иного типа или имею-
щих ряд перегородок — тарелок, снабженных устройствами для
тесного соприкосновения газа и жидкости и для перелива жидкости
с тарелки на тарелку.
В колонну сверху подается флегма пли орошение, которое
представляет собой часть конденсата, полученного конденсацией
выходящих с колонны паров. Навстречу жидкости поднимаются
пары, выходящие из 'перегонного куба или испарителя. Принци-
пиальная схема периодически и непрерывно действующих ректи-
фикационных установок показана па фиг. 42.
В случае периодической ректификации (а) определенное коли-
чество смолы загружается в куб 7, который обогревается паром
или горячими продуктами горения топлива, сжигаемого в топке
куба. Образующиеся пары поступают в нижнюю часть ректифика-
ционной колонны 2. Происходящий в последней процесс может
рассматриваться как процесс многократного испарения и конден-
сации. При таком рассмотрении можно условно считать, что на
каждой тарелке колонны происходят конденсация поднимаю-
щихся снизу более тяжелых паров и пспарение находящейся на
тарелке жидкости с образованием более легких (по сравнению
со сконденсированными) паров. Таким образом, на каждой тарелке
происходит перераспределение фракций между парами и жидкостью,
так что стекающее по колонне орошение по мере продвижения
вниз делается все более тяжелым, а поднимающиеся пары все
время обогащаются легкой фракцией. Утяжеленная флегма с
низа колонны стекает обратно в перегонный куб, а выходящие
с верха колонны пары проходят охлаждаемый водой парциальный
конденсатор или дефлегматор 3. В нем часть паров конденсируется,
и полученный конденсат стекает как флегма или орошение обратно
в колонну. Оставшиеся пары конденсируются в конденсаторе 4 и
через смотровой фонарь 5 направляются в приемник.
Процесс периодической ректификации дает возможность отбора
с одной колонны последовательно нескольких фракций. Ректи-
фикацию ведут до тех пор, пока не будет достигнута заданная глу-
бина отбора, после чего кубовый остаток выгружается и начинается
новая разгонка.
В случае непрерывной разгонки смола нагревается в трубчатом
нагревателе 7 или в трубчатой печи до температуры, соответствую-
щей заданной глубине отбора, после чего парогазовая смесь по-
дается в колонну 2, где происходит разделение паров и жидкости.
Подача парогазовой смеси производится в среднюю часть ко-
лонны, которая оказывается как бы разделенной на две частя.
В нижней части происходит удаление легкокипящих из остатка,
а в верхней части фракция освобождается от высококипящих.
Обычно в нижней части колонны предусматривается дополнитель-
ный нагрев продукта, так как тепла поступающей в колонну паро-
газовой смеси оказывается недостаточно для испарения.
Подача флегмы или орошения производится так же, как и в
случае периодической ректификации. Следует указать, что подача
орошения может быть осуществлена и другим путем, а именно—
(в) путем полной конденсации выходящих с колонны паров с по-
следующей подачей части конденсата на колонну.
Фиг. 42. Схемы ректификации.
а — периодической; б — непрерывной с дефлегмацией паров; « — та
же, но с подачей холодного орошении.
И.з приведенного описания следует, что при осуществлении
процесса периодической ректификации производится постепенный
нагрев жидкости с непрерывным отводом паров по мере их образо-
вания, тогда как непрерывный процесс осуществляется путем
однократного испарения. Существенным преимуществом послед-
него является экономия тепла, связанная с тем, что для получе-
ния одного и того же процента отбора при методе однократного
испарения требуется температура более низкая, чем в случае посте-
пенного испарения. Не менее важно также и то, что более низкая
температура уменьшает опасность термического расщепления. Чет-
кость отбора фракций зависит для данной смеси от количества
тарелок (или высоты слоя насадки) в колонне и от интенсивности
орошения. Чем больше число тарелок и чем выше число орошения
112
или флегмовое число (так называют отношение веса орошения к
весу отобранной через верх колонны целевой фракции), тем выше
четкость отбора. Современные колонны позволяют в ряде случаев
получать настолько четкие фракции, что конец кипения легкой
и начало кипения тяжелой фракции не только не перекрываются,
но между ними еще создается определенный интервал.
В практике перегонки смол иногда используется также процесс
фракционной конденсации, сущность которого сводится к тому,
что получаемые при однократном испарении пары конденсируют
не сразу, а по частям, при разных температурах, с получением
последовательно нескольких фракций. При этом не представляется
возможным получить четкие фракции, однако грубое разделение
может быть осуществлено.
При осуществлении однократного испарения жидкости важно
иметь зависимость между суммарным процентом отбора фракций
и температурой, до которой нужно при этом нагреть жидкость.
Эта зависимость устанавливается при помощи так называемой
кривой однократного испарения или кривой ОИ. Непосредственное
построение этой кривой на основе экспериментальных данных
затруднительно, так как требует наличия специальной аппаратуры
и проведения ряда разгонок с различной глубиной отбора.
В большинстве случаев для построения кривой ОИ пользуются
наличием соотношений, связывающих ее с так называемой кри-
вой истинных точек кипения (ИТК), которая так же, как и кри-
вая ОИ, дает зависимость между процентом отбора и температурой.
Получение данных для построения кривой ИТК не представляет
трудностей и осуществляется разгонкой данной жидкости в аппара-
туре, обладающей хорошей ректифицирующей способностью.
§ 44.	Разгонка в вакууме и с водяным паром
В состав смол входят соединения, мало устойчивые по отноше-
нию к нагреву. В условиях разгонки, особенно при значительной
глубине отбора фракций, создается возможность интенсивного
протекания реакций распада (разложения), приводящих, с одной
стороны, к образованию газа, а с другой. — к образованию вы-
сокомолекулярных продуктов полимеризации и конденсации и
кокса.
Для снижения склонности к термическому распаду в случаях
глубокого отбора фракций и во многих других случаях исполь-
зуют метод разгонки под вакуумом (с разрежением), а также раз-
гонки с водяным паром (или с инертным газом).
Температура кипения жидкости определяется упругостью паров
последней. Для начала кипения жидкости необходимо, чтобы
упругость ее паров сравнялась с внешним давлением. Снижая
внешнее давление, т. е. используя вакуум, можно понизить темпе-
ратуру кипения и провести разгонку при более низкой температуре.
Применение водяного пара (или инертного газа) дает тот же
эффект, т. е. снижает температуру разгонки. В данном случае
8 Зак. № 224 2.	ИЗ
это связано с тем, что наличие определенного парциального давле-
ния водяных паров, при неизменном общем давлении, понижает
необходимую для кипения жидкости упругость паров последней,
т. е. приводит к снижению температуры кипения. Процесс пере-
гонки происходит как бы в вакууме, причем недостающее (ди нор-
мального) давление покрывается за счет парциального давления
водяных паров (или инертного газа).
В практических условиях часто применяют одновременно
подачу водяного пара и вакуум, что позволяет добиться еще
большего снижения температур, т. е. обеспечить еще более мяг-
кие условия разгонки.
Особенно важным оказывается понижение температуры при
периодической кубовой разгонке, когда перегоняемая смола про-
должительное время подвергается воздействию высоких темпера-
тур.
§ 45. Переработка буроугольной смолы
Общие сведения. Первичная смола бурых углей при-
ближается по элементарному составу к тяжелым нефтям. Она
содержит значительные количества парафина (до 18%), сравни-
тельно немного асфальтенов (2—4%) и почти не содержит свобод-
ного углерода и золы, что характеризует смолу как хорошее сырье
для дальнейшей переработки.
Основным методом переработки буроугольной смолы является
ее гидрогенизация, которая может проводиться как в направлении
получения бензина, так и в направлении производства наряду с
бензином дизельного топлива, смазочных масел и парафина. В Гер-
мании, где выработка буроугольных полукоксовых смол достигла
значительных размеров, около 75% общего количества смолы
направлялось на переработку методом деструктивной гидрогени-
зации преимущественно на бензин.
Значительные количества смолы подвергались также переработке
по схемам и методам, близким к тем, которые применяются в
нефтеперерабатывающей промышленности. При этом определились
два основных направления переработки: а) разгонка смолы на
фракции с последующим выделением парафина и б) разгонка
смолы с последующим крекингом, т. е. термическим расщеплением
фракций.
Подвергая крекингу смолу, фракции масел, полученных при
ее разгонке, и парафин, можно получить в качестве товарной про-
дукции различные моторные топлива, тяжелые горючие типа мазута
и беззольный кокс. При этом с увеличением глубины переработки
увеличиваются выходы кокса и легких моторных топлив за счет
уменьшения выходов дизельных топлив и мазутов. Примерные
выходы, получаемые при переработке смолы путем разгонки с
переработкой фракций и применением крекинга и без него, а
также путем гидрогенизации, представлены на фиг. 43.
Продукты, получаемые при разгонке и крекинге первичной
смолы, в большинстве случаев не представляют собой товарных
114
продуктов, пригодных для непосредственного использования. Фрак-
ции моторных топлив, в частности, требуют дополнительной очи-
стки, которая сопровождается затем ректификацией, Это связано
с тем, что моторные топлива должны удовлетворять ряду требований
в отношении их воспламеняемости, устойчивости при хранении,
запаха, цвета, ^температуры застывания, корродирующей способ-
ности и др.
И,6
11,6
10
Ш  3
Фиг. 43. Выходы продуктов при разных методах переработки буроугольной
смолы.
I — переработка разгонкой с, различной глубиной отбора; II — переработка частичным
крекингом с разгонкой под давлением п полным крекингом; III — гидрогенизация на
бензин и низкотемпературная гидрогенизация; IV — перегонка на тяжелое топливо и
парафин; V — перегонка и крекинг; VI — то же, но с селективной экстракцией; VII —
то же, но с выпуском смазочных масел.
1 — бензин; 2 — газойль; 3 — мазут; 4 — парафин; 5 — пек; в — электродный
кокс; 7— смазочное масло; 8 — газ и потери; 9 — фенолы.
Наиболее распространенными способами очистки являются:
обработка щелочью для удаления кислых составляющих и обра-
ботка серной кислотой для удаления асфальтенов, тяжелых смо-
листых веществ, легко осмоляющихся соединений (диеновых
углеводородов и др.). Однако получение продуктов заданного
качества путем кислотно-щелочной очистки бывает обычно связано
с затратой значительных количеств химических реагентов и нали-
чием больших потерь продукта при очистке.
Поэтому были разработаны селективные методы очистки, кото-
рые основаны на различии в растворимости углеводородной части
фракции и примесей в некоторых растворителях.
Методы очистки при помощи избирательных растворителей
широко используются при очистке фракций нефти, особенно при
8*
115
очистке нефтяных смазочных масел. За последние годы эти методы
вошли также п в практику переработки первичных смол, что
позволило снизить потери при переработке и повысить качество
выпускаемой продукции.
Из многочисленных селективных растворителей нашли приме-
нение при переработке смол спирты (метанол), жидкий сернистый
ангидрид и фенол, которые хорошо растворяют кислые составляющие
смолы и асфальтены, мало затрагивая углеводороды. Эти раствори-
тели используются для обработки как смолы в целом, так и отдель-
ных ее фракций. Вспомогательными растворителями являются
бензин и дихлорэтан.
§ 46.	Общая схема переработки буроугольной смолы
Общая схема переработки зависит как от характера исходной
смолы, так и от намеченного к выпуску ассортимента продукции
В дальнейшем приводится описание нескольких осуществлен-
ных в промышленном масштабе схем переработки.
На фиг. 44 приведена принципиальная схема переработки
тяжелой буроугольной смолы с получением электродного кокса
и промежуточных фракций, поступающих на дальнейшую перера-
ботку методами избирательного растворения.
Исходная смола нагревается до 75—80°, отстаивается от воды
и подвергается фугованию на центрифугах полунепрерывного
действия. При работе на смоле, полученной при полукоксовании
угля в трехзонных печах и хорошо отстоявшейся от воды, при фуго-
вании получается всего 1,5—2,0% отходов, состоящих из воды,
пыли и небольшого количества масел.
Очищенная смола проходит ряд дестплляционных установок.
Сначала на работающей под нормальным давлением установке
непрерывного действия отбирается тяжелое масло, количество
которого составляет около 30% от смолы.
Затем следует вакуумная разгонка и разгонка в токе инертного
газа, которые проводятся в кубах при остаточном давлении 500—
600 мм рт. столба. При вакуумной разгонке отбираются фракции—
парафиновые массы 1, 11 и 111. Остаток представляет собой мяг-
кий пек, от которого при дестилляции с инертным газом отбирается
дополнительное количество тяжелой парафиновой массы, причем
остается твердый пек.
Парафиновые массы 11 и 111 и тяжелая парафиновая масса
подвергаются повторной дестилляции с получением фракций и
остатка, который возвращается на дестилляцию с инертным газом.
Полученные фракции вместе с парафиновой массой 1 представляют
собой дестиллат, количество которого составляет ~ 50% от
смолы.
Тяжелое масло и дестиллат направляются затем на селективную
очистку для получения парафина и жидкого топлива, а твердый
пек подвергается коксованию при температуре около 800° в печах,
аналогичных коксовым печам. При этом получаются электродный
116
кокс в количестве около 6% на исходную смолу и коксовая смола,
которая присоединяется к сырой смоле.
Описанная схема дестилляции дает около 90% товарных и
промежуточных продуктов. Указанные на фиг. цифры дают
примерный материальный баланс переработки, считая па 1000 т
исходной смолы.
Фугование
Вода и остаток
I * /6
Чистая смола
“V Ю19
Атмосферная
^дестилляиия
Остаток
Тяжелое наело
313
Дестиллат 507
Вакуумная]—
вДДстилляция
9	।
МягкиГпек
\218
Папаш масса П 290
Дараф? масса \Ш 117
Параш
\ мосСа
396
Тяткел.
параср
,___!___, масса
\ ДестиТйтяция р 208
/\1нертнЫ/1 газом
Пойторная
дестилляция(
Газ
15
Твердый тек
^197
Коксование |пе/<о
Газ
37
800°С
30
Электродный
кокс 61
О Газ
• Потери
Фиг. 44. Схема переработки буроугольной смолы с по-
лучением электродного кокса.
На фиг. 45 приведена принципиальная схема переработки
буроугольной смолы и легкого масла путем крекинга с получением
моторных топлив и без извлечения парафина.
Смола подвергается жидкофазному крекингу при давлении
около 40 ат и температуре 425°. В зависимости от свойств исход-
ной смолы она либо идет на крекинг без предварительной обра-
ботки, либо сначала освобождается от основной массы примесей
и загрязнений путем обработки серной кислотой.
Перед крекингом от смолы могут быть отогнаны легкие фрак-
ции, которые в этом случае непосредственно идут на очистку с
целью получения моторных топлив.
117
При крекинге отбирают обычно крекинг-бензин, крекинг-
газойль и асфальтеновую фракцию. Кроме того, получаются кокс
и газ. Бензин и газойль направляются на очистку, асфальтеновая
фракция либо используется как товарный продукт, либо направля-
ется на перегонку до кокса. Газ используется как отопительный,
кокс является товарным продуктом.
Легкое Смола
масло
Г""-1 Очищ.
I смола
[Кренинг Щ-
ЫатщДУ,—.........
Бензин Газойль Дардльт Кокс
Сырой бензш
~Г ,□
Щелочная]__
очистка'—
Темное
виз. топливо
Феноляты Бендин, 1рр Дизельн фр
^Получения.
I axnMoS\
J7. И ..
Кислотная
очистка,
Феноль/
Смола
Специальное
масло П
Кислый
ei/djOH
Бенз
Пзздсп
Дести лляцйя
Кислый
гудрон

I негоБензин iZsAj Кероси
дизельн	бензин
фракции	_____I
п т I
Вторичная щелочная
рчистксц
Дизельн Специальное
топливо масло!
светлое
V Кислота
Бензин. Керосин	_ ,,,
О Щелочь
Фиг. 4г>. Схема переработки буроугольной смолы с при-
менением крекинга.
Легкое масло, крекинг-бензин и газойлевая (дизельная) фракция
поступают на установку щелочнохГ очистки для удаления кислых
составляющих. Полученные феноляты идут на фенольную уста-
новку, где получаются фенолы, а щелочь регенерируется и возвра-
щается в процесс.
Сырые бензиновая и дизельная фракции обрабатываются серной
кислотой и затем направляются на вторичную разгонку, в ходе
которой отбираются бензин, керосин, светлое дизельное топливо
и специальные масла. Сырая дизельная фракция часто без дальней-
шей обработки выпускается как темное дизельное топливо. Полу-
118
чаемый при кислотной обработке фракций кислый гудрон так же,
как и кислый гудрон от очистки смолы, перегоняется до кокса
вместе с крекинг-асфальтом.
Специальные масла и светлое дизельное топливо, получаемые
с вторичной разгонки, являются товарными продуктами, а бензин
и керосин проходят дополнительную очистку щелочью.
Легкое
Смола
Бензин
Дестиллдция
I СМОЛЬ! I
гатч
фракция
легкий I
крекинг Р»
~атч /
Электр
кокс
I Масло
—	шпалоппопит
L електионая
Коксобанйе
остатку
I---Очистка
f j Бензин
Утходы L J
Отходы
вторичндя
\разгонка
ОчищенХгатч
Ирвлеченйе
парафин^—
СыроБ парафин
'ослх
Лен зин
Тяж.
Бен
зин \Дести-~
1Ливо

\0чистк
Мазут
Парафин Остаток	См. масло
фильтров
Отходы
Диз. топлива
q Метанол	V Кислота	□ Щелочь
"Фиг. 46. Схема переработки буроугольной смолы с получением
парафина.
Описанная схема направлена к получению максимального
количества моторных топлив с полным крекингом парафина и без
использования методов селективного растворения.
На фиг. 46 представлена принципиальная схема переработки
буроугольной смолы и легкого масла с выделением парафина.
Предусматривается применение легкого крекинга средних фракций и
селективной очистки, что позволяет получить увеличенный выход
дизельного топлива при одновременном повышении его качества.
119
Исходная смола подвергается дестилляции с отбором легкой
фракции и средней фракции (гатча1), поступающей на крекинг.
Остаток дестилляции подвергается коксованию с получением
средней фракции (гатча), также идущей на крекинг, тяжелой
фракции (возвратного гатча), присоединяемой к смоле, и товарного
электродного кокса.
Легкий крекинг гатча дает бензин, присоединяемый к легкому
маслу, и гатч I, который является основным продуктом крекинга
и направляется на дальнейшую переработку. Крекинг-остаток
присоединяется к смоле.
Гатч I подвергается обработке метиловым спиртом. В результате
получаются очищенный гатч, в который переходит основное коли-
чество углеводородов, и так называемое шпалопропиточное масло,
содержащее фенолы, кислородные соединения и часть аромати-
ческих углеводородов. Это масло используется для пропитки дре-
весины, либо может быть направлено на дальнейшую обработку
для извлечения фенолов и очистки.
Очищенный гатч путем кристаллизации с последующим филь-
трованием разделяется на сырой парафин и масло. Сырой парафин
проходит установку потения парафина, где из него отделяются
увлеченные масла, которые присоединяются затем к очищенному
гатчу.
Парафин подвергается окончательной очистке при помощи кис-
лоты, щелочи и отбеливающих глин и горячему фильтрованию.
Масла с установки извлечения парафина подвергаются дестил-
ляции с отбором бензиновой фракции, смазочных масел, дизельного
топлива и мазута. Бензиновая фракция идет на очистку вместе
с легкими маслами и крекинг-бензином; смазочные масла и ди-
зельное топливо подвергаются кислотной и щелочной очистке, мазут
является товарным продуктом.
Основное количество вредных примесей из гатча I удаляется
в процессе селективной очистки и переходит в шпалопропиточное
масло; поэтому дальнейшая очистка парафина и масел происходит
без больших потерь и с небольшим расходом реактивов.
Легкие масла вместе с крекинг-бензином и бензиновой фрак-
цией проходят кислотно-щелочную очистку с последующей вторич-
ной разгонкой, в ходе которой отбираются товарный бензин и
дизельная фракция, присоединяемая к дизельной фракции, полу-
чаемой из масел. Тяжелый остаток перегонки сливается в мазут.
Отходы, получаемые при щелочной обработке, могут быть,
использованы для производства фенолов. Кислые гудроны кислотной
очистки частично могут быть подвергнуты коксованию.
Приведенные схемы являются лишь примерами возможных
схем переработки буроугольной смолы. При этом схема и аппа-
ратура отдельных производств, входящих в состав общих схем
переработки смолы, могут видоизменяться. Так, селективная
экстракция может быть проведена с использованием различных
1 Гатчем называют масла со значительным содержанием парафина.
120
растворителей, причем обработке могут подвергаться смола в
целом или отдельные ее фракции; дестилляции смолы и масел
может проводиться как в трубчатых, так и в кубовых установках;
выделение парафина может быть проведено с использованием селек-
тивных методов и без них и т. д.
§ 47.	Получение жидкого топлива из буроугольной смолы
Извлекаемые из полукоксового газа легкие масла, легкие и
средние фракции масел, получаемые при предварительной дестил-
ляции смолы, крекинге и вторичной дестилляции масел после
выделения из них парафина, используются для производства жид-
ких топлив. С этой целью сырые фракции подвергают очистке
и вторичной ректификации, которые могут быть осуществлены
по различным схемам с использованием периодических и непрерыв-
ных методов переработки.
Сырое
см.
масло
г Кислый гуаром
 Фенолятный раствор
• Промывные воды
V Серная кислота
О Щелочь
О Вода для промывки
О Отбелив, глина
Сырой Бензин
Сырое диз. топливо
/7
13
2/
Смазочные
масла
Вода
ПромеЖут
фракции'
Дизельное
топливо
Отработанная
глина
Бензин Остаток
Фиг. 47. Схема
периодической очистки фракций масел.
Примерная схема очистки топлив и смазочного масла с исполь-
зованием аппаратуры периодического действия представлена на
фиг. 47.
Сырые смазочные масла из резервуара 1 направляются сначала
в мешалку 4, где они очищаются серной кислотой и щелочью,
затем в мешалку 5 для обработки отбеливающей землей. Смесь
насосом 15 подается на фильтр-пресс 16 для отделения очищенного
масла от отбеливающей земли; 17 — емкость для отфильтрованного
масла.
Сырое дизельное топливо 2 обрабатывается щелочью в смеси-
тельной колонне 13, после чего фенолятно-щелочной раствор отде-
ляется на центрифуге 14. Предварительно очищенное топливо
121
в мешалках 6 и 7 последовательно обрабатывается кислотой и ней-
трализуется щелочью, после чего промывается водой и направляется
в емкость 18.
Сырая бензиновая фракция из резервуара 3 после промывки
щелочью и кислотой, нейтрализации и промывки водой (в мешалках
8, 9 и 10) поступает на разгонку (куб 19 и конденсатор-холодиль-
ник 20) и освобождается от тяжелых составляющих, которые воз-
вращаются на установку дестилляции масел. После вторичной
промывки щелочью в мешалке 11 бензиновая фракция через тепло-
обменник 22 и нагреватель 23 попадает в колонну окончательной
ректификации 24. Пары бензина с верха колонны идут в конден-
сатор 25, после чего бензин еще раз промывается в мешалке 12
щелочью и водой и поступает в емкость 21. Остаток из колонны
проходит теплообменник 22 и затем присоединяется к дизельному
топливу.
Получаемые при промывке фракций фенолятные щелока ис-
пользуются для производства фенолов с одновременной регене-
рацией находящейся в них щелочи. Кислые гудроны подвергаются
обработке для выделения органической части, которая затем при-
соединяется к мазуту.
Примерная схема очистки с использованием аппаратуры непре-
рывного действия представлена на фиг. 48, где показаны установки
первичной щелочной очистки, кислотной очистки, вторичной де-
стилляции и вторичной щелочной очистки.
По этой схеме может вестись очистка как бензиновой, так и
дизельной фракций.
Подлежащий очистке продукт из емкости 1 насосом 2 подается
в один из резервуаров 3. Туда же из емкости 4 насосом 5 подается
щелочной раствор. Затем смесь перемешивается циркуляционным
насосом 6. Режим очистки характеризуется показателями, приве-
денными в габл. 17.
Таблица 17
Процессы	Количество реагента в % на сырье	Время контакта, мин.
Очистка сырой бензиновой фракции:		
10%-ной щелочью	•	45	120
45 %-ной щелочью 		0,6	120
Очистка сырой дизельной фракции: а) на темное дизельное топливо		
10 %-ной щелочью 			9	120
45 %-ной щелочью ......	3	120
б) на светлое дизельное топливо		
10%-ной щелочью		40	120
45 %-ной щелочью		4	120
После отстаивания фенолятный раствор направляется в цех
регенерации щелочи, а обработанная фракция — на кислотную
очистку.
.122
Установка кислотной очистки состоит из смесителей и сепара-
торов, через которые последовательно проходит очищаемая фрак-
ция. Сначала фракция насосом 7 в смеси с частично отработанной
серной кислотой из отстойника 10 прокачивается через смеситель 9
в отстойник 8, в котором разделяются кислый гудрон и фракция.
Последняя поступает в смеситель 11, куда из емкости 13 насосом 12
подается свежая серная кислота. В отстойнике 10 отделяется час-
123
тично отработанная кислота, которая забирается затем насосом 7.
В следующих двух отстойниках 14 и 16 со смесителями 15 и 17
фракция промывается водой из резервуара 20 и в последнем отстой-
нике 18 со смесителем 19 нейтрализуется щелочью. Очищенные
продукты собираются в приемниках 21, откуда перекачиваются
в складские емкости 22.
Режим очистки характеризуется показателями, приведенными
в табл. 18.
Таблица 18
	Коли-	Время
Процессы	чество реагента,	кон- такта,
	%	мин.
Очистка бензиновой фракции 95%-ной	H„SO4	8	2—2,5
» дизельной	»	95 %-ной	H„SO4	4	2—2,5
Нейтрализация 45%-ной NaOH . . . .		0,5—0,7	2
Время отстаивания 			2—3	часа
Из складских емкостей 22 насосы 23 подают фракции на уста-
новку вторичной дестилляции. Сырье проходит теплообменники 24
и 26 и под давлением 4—5 ат поступает в трубчатую печь 28, в
которой бензиновая фракция нагревается до 230—240°, а дизель-
ная до 330—340°. Нагретая фракция идет в колонну 27, работаю-
щую под давлением 0,6—0,8 ати.
В колонне бензиновая фракция разделяется на:
Автомобильный бензин............... до 150°
Бензин-растворитель............... 150—190°
Тракторный керосин................ 190—230°
Остаток ...........................выше 230°
Дизельная фракция разделяется на:
Первый погон....................... до 200°
Дизельное топливо ................. 200—340°
Остаток ...........................выше 340°
На орошение колонны подается наиболее легкая из отбирае-
мых фракций, т. е. автобензин или первый погон. Пары, выходя-
щие с верха колонны, проходят теплообменники-конденсаторы 24
и конденсаторы-холодильники 25, откуда конденсат стекает в
сепаратор 32. Отсюда часть его подается на колонну как ороше-
ние, а часть через конечные холодильники 33, смотровой фонарь 34
и газосепаратор 35 направляется в емкости 44.
Продукты, отбираемые со средних тарелок, проходят отпар-
ные колонны 36 и 37, где острым паром от них отдуваются увле-
ченные легкие фракции, которые возвращаются в колонну. Затем
продукты проходят холодильники-конденсаторы 38 и 39 и через
промежуточные сборники 40 и 41 и смотровые фонари 42 и 43 идут
в емкости 44.
124
Остаток снизу колонны откачивается горячими насосами 29
и через теплообменники 26 и холодильник 30 поступает в емкость
-37.
Бензины и керосин подвергаются вторичной щелочной очистке.
Из приемников 44 насосом 47 они прокачиваются через смеси-
тель 48, после чего отстаиваются от щелочного раствора в отстой-
нике 49. Щелочной раствор подается из емкости 54 насосом 45
и после отстойника 49 спускается в резервуар 52.
Щелочной раствор используется во всех случаях в количестве
3,5—4,0% на фракцию, время контакта 2 мин., время отстоя 2—
3 часа. После щелочной промывки фракции промываются в сме-
сителе 50 водой и после отстаивания в сепараторе 51 поступают
в складские емкости 53.
Дизельное топливо не подвергается вторичной щелочной про-
мывке п из емкостей 44 непосредственно перекачивается в склад-
ские емкости 46.
Примерные выходы товарных продуктов при переработке фрак-
ций.
Переработка бензиновой фракции (в %):
Автомобильного бензина................ 26—27
Бензина-растворителя ................. 11—13
Тракторного керосина ................. 14—16
я
Переработка дизельной фракции (состоящей из 80% дизельной
фракции и 20?б остатка от перегонки бензиновой фракции) (в %):
Первый погон.......................... 3—4
Светлое дизельное топливо............. 68—70
Остаток и потери...................... 26—29
§ 48.	Получение фенолов и регенерация щелочи
В течение долгого времени при разложении фенолятных рас-
творов, получавшихся при щелочной очистке фракций, не удава-
лось получить сырых фенолов удовлетворительного качества,
вполне пригодных для дальнейшей переработки. Получавшиеся
при разложении фенолятов серной кислотой и кислыми гудронами
продукты, представлявшие собой смесь кислородных соединений
и нейтральных масел, были сильно загрязнены смолами и дру-
гими примесями и часто присоединялись к мазуту.
Введение предварительной щелочной очистки (до кислотной),
а также разложение фенолятов вместо серной кислоты углекис-
лотой позволило одновременно с регенерацией щелочи получать
также менее загрязненные сырые фенолы, пригодные для дальней-
шей переработки на чистые фенолы и крезолы.
Схема цеха регенерации щелочи и получения сырых фенолов
приведена на фиг. 49.
Фенолятный щелочной раствор из резервуара 1 насосом 2
через подогреватель 4 с температурой 100—102° подается в отду-
вочную колонну 5, где он продувается острым паром для отдувки
12а
нейтральных масел. Пары из колонны конденсируются в кон-
денсаторе 6, конденсат проходит холодильник 7 и в сепараторе 8
разделяется на нейтральное масло и водный слой, собирающиеся
в емкости 9 и 10.
В водном слое содержатся кетоны, которые в ряде случаев из-
влекаются на вспомогательной установке. Отдутый раствор фе-
нолятов, содержащий не более 0,5% нейтральных масел, насо-
сом 11 подается на карбонизационную колонну 12 и затем насо-
сом 17 на колонну 13, которые продуваются дымовыми газами
повышенным содержанием углекислоты. При этом происходит
Фиг. 49. Схема получения сырых фенолов и регенерации щелочи.
разложение фенолятов с выделением фенолов и образованием
содового раствора:
< ^ONa
+ СО2Ч-Н2О
он
4- NaHCO3
4-СО2 + Н,О^2
+ Ха2СО3
Отдувке подвергаются обычно только фенолятные растворы,
поручаемые при очистке легких фракций, фенолы которых идут
на дальнейшую переработку, а тяжелые фенолятные растворы,
получаемые при очистке дизельных фракций, не отдуваются. По-
лучаемые из них сырые фенолы добавляются обычно к мазуту.
Основная карбонизация, т. е. обработка углекислотой, про-
ходит в первой колонне 12. Стекающий’ с нее продукт разделяется
в отстойниках 14 на раствор соды и фенольное масло, содержащее
126
еще некоторое количество щелочи и фенолятов. Раствор соды
перетекает в промежуточный сборник 22, фенольное масло через
промежуточную емкость 16 идет, как уже сказано, в колонну до-
полнительной карбонизации 13. Продукт, стекающий с этой ко-
лонны, разделяется в отстойнике 15. Фенольный слой идет в ем-
кость 18. откуда после нейтрализации и частичного обезвоживания
75%-ной серной кислотой в нейтрализаторе 20 идет на дальней-
шую переработку и использование. В случае надобности можно
подать фенольный слой на повторную карбонизацию.
Содовый раствор насосом 23 подается в каустификаторы 29,
где при взаимодействии с негашеной известью (СаО) получаются
углекислый кальций и едкий натр:
Na2CO34-CaO-f-H2O->2NaOH4-CaCO3.
Процесс каустификации проводится при температуре, посте-
пенно повышающейся от 80—85 до 98—120°. Получающийся шлам
стекает в классификатор 30 для отделения крупных кусков угле-
кислого кальция и далее через специальный питатель 31 попадает
в верхнюю часть сгустителя 32, представляющего собой камер-
ную мешалку с лопатками, сгребающими шлам, оседающий на
полках аппарата, и перемещающими его постепенно с полки
на полку.
С верха сгустителя выходит щелочной раствор, а снизу густой
шлам, который насосом 34 подается на вакуум-фильтры 35. Щелоч-
ной раствор направляется на использование. Фильтрат с вакуум-
фильтров и промывная вода подаются в нижнюю часть сгустителя
32. Поднимаясь навстречу опускающемуся шламу, они вымывают
из него остаток щелочи и затем смешиваются с основным щелоч-
ным раствором.
Углекислый кальций с фильтров, промытый водой и имеющий
влажность около 30%, подается транспортером 36 на обжиг во
вращающуюся печь 38 при температуре не менее 1100°, причем
происходит выделение углекислоты с образованием окиси каль-
ция:
СаСО3—>СаО -ф СО2.
Температура в загрузочном конце печи не должна превышать
600°. Окись кальция охлаждается в барабане 39 и элеватором 40
подается вагонеткой 27 к каустификаторам для нового исполь-
зования. Потери восполняются добавкой свежей извести 28.
Продукты горения из печи 38, обогащенные углекислотой,
получающейся при разложении СаС03 и содержащие 19—25?^ СО2,
проходят пылеотделитель 37 и циклон 26 и затем для охлаждения
и окончательной очистки от пыли пропускаются через орошаемый
водой скруббер 25. Очищенные дымовые газы поступают в карбо-
низационные колонны 12 и 13, пройдя которые, газы выбрасы-
ваются в атмосферу. Цифрами 19, 24, 33 на фиг. 49 обозначены
насосы.
127
При переработке легких фенолятов получается около 21%
сырых фенолов, а также 0,7—1,0% нейтральных масел и
0,3—0,5% кетонов.
Переработка тяжелых фенолятов дает около 30% кислых сое-
динений.
На тонну переработанных фенолятных растворов обычно рас-
ходуется:
Свежей извести, кг..............................13—15
75%-пой серной кислоты, кг . ................... 3—7
Карбонизационного газа (18—20% СОг), м3 ........ 220—250
Отопительного газа 1520 ккал/м3, м3 . , •.......70—90
Нара (20 ат, 350°), т ..........................0,4—0,6
Электроэнергии, квт-ч...........................—;>()
Воды, м3........................................ 4—5
§ 49.	Коксование остатков от переработки смол
Получаемые при дестилляции и крекинге тяжелые остатки
представляют собой хорошее сырье для производства малозоль-
ного специального кокса, широко используемого в качестве элек-
тродного кокса и в химической промышленности. Для перегонки
до кокса могут быть использованы также и различные отходы,
получаемые при переработке п очистке различных фракций смолы.
Коксование остатков осуществляется обычно либо в горизон-
тальных камерных печах типа коксовых, либо в стальных или
чугунных кубах. Переработка остатков в печах имеет ряд преиму-
ществ: коксование идет с меньшими, чем в кубах, затратами тепла,
значительно ниже расходы на эксплуатацию и ремонты. Однако
наряду с существенными преимуществами печи имеют и значи-
тельные недостатки, в числе которых можно назвать их малую
маневренность и высокие требования к сырью. Для обеспечения
нормальной и экономичной работы батарея печей должна иметь
полную, равномерную нагрузку сырьем постоянного состава и
хорошо обезвоженным.
Коксование в кубах связано со значительно большим расхо-
дом тепла и значительным расходом специального высококаче-
ственного чугунного литья (в случае работы на чугунных кубах).
Преимуществами кубов являются их нетребовательность к сырью
и гибкость в работе. Переработке можно подвергать почти любое
сырье, даже сильно обводненное, и, в частности, различные остатки,
получаемые при очистке фракций. Небольшая обычно произво-
дительность каждого из кубов и возможность их независимой
работы позволяют обеспечить нормальную работу установки в
целом при неравномерном поступлении сырья и непостоянном
его качестве.
§ 50.	Переработка сланцевой смолы из прибалтийских сланцев
Первичные смолы прибалтийских сланцев, получаемые при
перегонке сланца в печах различных конструкций, заметно отли-
чаются по фракционному составу. Смола тоннельных печей имеет
128
большее количество легких фракций и меньший удельный вес.
Однако химическим состав аналогичных фракций примерно оди-
наков для разных смол, что облегчает совместную их переработку
или позволяет осуществить переработку, пользуясь одними и
теми же приемами.
Первичные смолы прибалтийских сланцев практически не
содержат парафина и характеризуются большим содержанием
кислородных соединений, преимущественно нейтрального ха-
рактера. С этим связан ряд трудностей, возникающих при пере-
работке смол и зависящих от большой склонности к осмоленпю,
нестойкости при термической обработке, больших потерь при
очистке. Количество кислородных соединений во фракциях при-
балтийских сланцевых смол увеличивается по мере утяжеления
фракции, как это видно из следующих данных.
Содержание кислых веществ (в %):
вэ фракции 200—250°..........................8,2
»	»	250—300°.........................12,4
»	»	300—З.А)° .......................21,6
>'•	»	350—370°.........................23,0
Содержа!;Jie нейтральных кислородных
соединений (в %):
во ф- аации до 150°.........................   1
_00°............................5
. .12
»	-	32,,°	....................20
Содержание серы в смоле 0,6—0,9%, причем при разгонке
смолы наибольшее количество серы оказывается в более легких
фракциях. Фракция до 175° содержит серы 1,2—1,3%, фракция
175—200°—1,1%, фракция 325—350° содержит серы около 0,8%.
Основная масса сернистых соединений относится к устойчивым
в термическом и химическом отношениях соединениям, что затруд-
няет очистку фракций от серы.
Переработка прибалтийских сланцевых смол ведется (фиг. 50)
путем разгонки с, последующей очисткой полученных фракций,
причем в ходе разгонки смола разделяется на фракции:
Автомобильный белзпи ....................... до 180°
Тракторное топливо (лигроин)..............-от 180 до 225°
Дизельное топливо........................... 225—325°
Мазут . ...........................  .	. . выше 325°
Во фракцию автомобильного бензина включается обычно и ула-
вливаемый из газа газовый бензин.
Смола сначала разгоняется на фракции, которые затем под-
вергаются обработке. Разгонка проводится на установках непре-
рывного действия в трубчатых печах, при подаче водяного пара,
понижающего температуру перегонки и препятствующего раз-
ложению неустойчивых соединений, входящих в состав смолы.
Смола после ряда теплообменников проходит печь, где нагре-
вается до температуры, обеспечивающей отбор фракций вплоть до
9 Зак. 2242.
129
дизельной. Отбор фракций производится на колпачковой ректи-
фикационной колонне, с верха которой отводятся пары автомобиль-
ного бензина вместе с водяным паром, а внизу отбирается оста! ок
перегонки.
Г"-----1
|/~ ззовыл
дензин
ОгтотоХ
Стоу В j—Jj
БиггрДы
[ОДзОД---------
- । ।
Лигроин.
Рра^рия фракция
одИ^ ОДЗ_" К'.—.
\ст^аииерочью[ичистт щел цПДсггЛа
ОД L________1 Г~^ _ ОД
реннин.
Сеоная кислота
Cmjrmkpmmmmqu [Очистка лиСЛ ЛЯ1ПИ
i L--———Д^исль'Д
Рек тити ДДт ЛЛДтцфцЦпиия гудрон
-—ОДД———ОДёОД
Липохлопитная отрт
^очистка
цтабитйзаиия
Гипохроритниц
очистку
Стабилизаций
\Диз
топливо
\бенз.
:одо
j Смола~\
\Газот.и
бензин
Подготовка
I	I	f	ii
: ? Диз. | Лигроин белзрн
Остаток фракция фракция ^ра'-<иия
Соловднтн. ОД
•“•Экстракт
^-Полимеры I
ZI
'кат ОД| [kam.ou't
1
Юин
топливо
Фиг. 50. Схемы переработки смолы из прибалтийских
сланцев.
Боковыми потоками через вспомогательные отпарные колонки,
в которые также подается острый пар, отбираются лигроиновая
фракция и фракция поглотительного масла для улавливания газо-
вого бензина.
Остаток с колонны проходит вторую трубчатую печь и во вто-
рой ректификационной колонне разделяется на дизельную фрак-
цию и остаток перегонки.
130
Бензиновая фракция после ее отделения от воды промывается
водным раствором щелочи г для удаления фенолов, промывается
затем водой и поступает на сернокислотную очистку с целью сни-
жени я содержания серы, уделения нестойких веществ и улу^тяе-
ния цвета и запаха. Очистка как щелочью, так и кислотой может
производиться как в периодических мешалках, так и непрерыв-
ными методами.
После обработки примерно 5% крепкой (d = 1,84) серной
кислоты фракция промывается водой и щелочью для удаления
остатков кислоты и поступает на вторичную разгонку для отделе-
ния полученных при очистке высококипящих фракций — поли-
меров. Часто бензин и после вторичной перегонки не выдерживает
некоторых требований, предъявляемых техническими условиями,
и подвергается дополнительной очистке при помощи гипохлорита
паз рпя NaOCl или плюмбита натрия PbNa4.
Сланцевый бензин даже после тщательной очистки и вторич-
ной перегонки не обладает достаточной стабильностью или устой-
чивостью при хранении. Через некоторое время качество его начи-
нает ухудшаться и поэтому к нему необходимо добавлять особые
вещества — антиокислители или ингибиторы. Требуемое коли-
чество ингибитора невелико и составляет примерно 0,01 % от веса
бензина. В качестве ингибиторов используются древесные и
сланцевые фенолы, нафтол, гидрохинон и др.
Очистка лигроина так же, как и очистка бензина, начинается
с щелочной промывки, за которой следуют кислотная очистка,
ректификация, дополнительная очистка и стабилизация.
В ходе очистки бензиновой и лигроиновой фракций получаются
фенолятные щелока, кислые гудроны и полимеры. Фенолятные
щелока используются для производства фенолов; из кислых гуд-
ронов, количество которых составляет 12—17% от веса фракций,
выделяют органическую часть, которая вместе с полимерами мон ет
быть использована как котельное топливо.
Дизельная фракция очищается только от кислых составляю-
щих — фенолов — путем промывки щелочью. Остаток перегонки
при описанной схеме переработки обычно не удовлетворяет тех-
ническим условиям на мазут вследствие чрезмерной вязкости
и высокой температуры застывания. Для получения мазута
удовлетворительных характеристик приходится уменьшать от-
бор дизельной фракции, оставляя часть ее в остатке перегонки
(мазуте).
При нормальном отборе дизельной фракции остаток перегонки
используется для производства асфальта и битумов, для чего этот
остаток при температуре 240—270° продувается воздухом и паром.
В зависимости от условий и продолжительности продувки полу-
чаются битумы различных марок, отличающиеся друг от друга
по точке плавления и другим свойствам.
В ходе продувки от остатка отдувается некоторое количество
масел (отдутые масла), которые присоединяются к мазуту. Как
указано на фиг. 50 прерывистой линией, в мазут могут быть на-
9*	131
правлены также тяжелые фенолы, получаемые при очистке дизель-
ной фракции.
Описанная схема имеет существенные недостатки, основными
из которых являются большие потеря фракций при очистке, зна-
чительный расход реактивов и трудность получения продуктов
удовлетворительного качества. Кроме того, схема не дает возмож-
ность одновременного выпуска качественных дизельного топлива
и мазута.
Фиг. 51. Схема каталитической очистки фракций сланцевой
смолы.
Более рациональной представляется схема, приведенная в
нижней части фиг. 50, предусматривающая использование катали-
тических и селективных методов очистки.
Очистка бензиновой и лигроиновой фракций производится здесь
каталитическим методом при помощи активных глин (фиг. 51').
Сырая фракция из хранилища 1 насосом 2 подается в труб-
чатую печь 3, откуда после нагрева выходит в испаритель 4. От-
сюда пары проходят в наполненный активной глиной реактор 5,
а тяжелый остаток через холодильник 10 стекает в емкость 11.
Проходя через реактор 5, бензин или лигроин очищаются, затем
132
пары конденсируются, охлаждаются в конденсаторе-холодильнике 6
и собираются в емкости 8. Образующиеся при очистке полимеры
стекают из реактора а через .холодильник 7 в емкость 9. Реактор 5
работает периодически: примерно через каждые 2—3 часа он вы-
ключается и продувается горячим воздухом, который подается
компрессором 12. При этом происходит регенерация глины. Для
обеспечения непрерывной работы в составе установки предусма-
тривается несколько реакторов.
Каталитическая очистка проводится в две ступени, после чего
получается бензин (или лигроин), стабильный при хранении, не
требующий дополнительной обработки и отвечающий требова-
ниям технических условий.
Дизельная фракция подвергается очистке при помощи селек-
тивных растворителей, в качестве которых могут быть использованы
этиловый п метиловый спи]',ты. В ходе очистки в экстракт перехо-
дят кислородные соединения, ароматические углеводороды и
большая часть сернистых соединений. После отгонки раствори-
теля экстракт присоединяется вместе с полимерами и хвостами
перегонки бензиновой и лигроиновой фракций к остатку перегонки
смолы, что дает возможность выпуска мазута, удовлетворяющего
техническим условиям.
Рафинат после отгонки растворителя представляет собой ди-
зельное топливо значительно более высокого качества, чем полу-
чаемое щелочной очисткой сырой дизельной фракции.
Следует отметить, что паплучшне результаты по выходу и ка-
честву ценных моторных топлив могут быть получены путем при-
менения для переработки сланцевой смолы методов гидрогениза-
ции.
§ 51.	Переработка каменноугольных полукоксовых смол
Общая схема переработки каменноугольных полукоксовых смол
приближается к схемам переработки сланцевых и буроугольных
первичных смол. После предварительной подготовки с целью
отделения воды и механических примесей смола подвергается
разгонке с отбором ряда промежуточных фракций, которые затем
подвергаются дополнительной обработке с целью получения товар-
ных продуктов.
При полукоксовании каменных углей получается тяжелая
смола, содержащая большое количество фенолов. При переработке
таких смол светлые моторные горючие получаются мало удовле-
творительного качества и в весьма небольшом количестве, что
зависит от малого содержания в смоле легких фракции и от чрез-
вычайно высоких потерь при очистке, превышающих в некоторых
случаях 50% исходной фракции. Как разгонка смолы на фракции,
так и последующая переработка полученных фракций могут осу-
ществляться на основе различных схем и аппаратуры.
На фиг. 52 показана принципиальная схема вакуум-паровой
разгонки смолы.
133
Исходная смола из хранилища 1 подается паровым насосом
2 через мазутный теплообменник 3 п паровой нагреватель 4 в рек-
тификационную колонну 5. Здесь происходит разделение смолы
на бензо-лигроиновую и керосиновую фракции. Остаток —
мазут — стекает снизу колонны в кипятильник 13, где мазут
продувается острым паром при одновременном нагреве глухим
паром.
Водяные пары и пары масел из кипятильника возвращаются
в колонну 5, а мазут стекает через теплообменник 3 и водяной
холодильник 14 в емкость 15.
фракция
Фиг. 52. Схема вакуум-паровой разгонки полуко-
ксовой каменноугольной смолы.
Керосиновая фракция отбирается сбоку колонны, проходит
отпарную колонну 10 и через холодильник 11 стекает в емкость
12. В колонну 10 подается острый водяной пар для отдувки увле-
каемых с керосиновой фракцией более легких продуктов. В зави-
симости от получаемых продуктов и характеристики исходной
смолы отбор керосиновой фракции может и не производиться.
Отбираемая с верха колонны смесь водяных паров и паров
бензо-лигроиновой фракции поступает в конденсатор-холодиль-
ник 6, откуда конденсат стекает в сепаратор 7. Здесь бензо-лигрои-
новая .фракция и вода разделяются по удельным весам. Вода по-
ступает в систему сточных вод, бензо-лигроиновая фракция — в
емкость 8. Насос 9 подает часть фракции на орошение колонны.
К конденсатору-холодильнику 6 присоединен вакуум-насос 16,
при помощи которого в системе создается вакуум, обеспечива-
ющий возможность разгонки в более мягких температурных усле-
виях. Тому же способствует подача острого пара в кипятиль-
ник 13 и колонну 5. Таким образом, оказывается возможным
обеспечить необходимый нагрев смолы при помощи пара давле-
нием 7—8 ат.
Для обеспечения стекания мазута и фракций в емкости 15,
12 и 8 обеспечивается необходимая разность уровней между ними
и кипятильником 13, колонной 10 и конденсатором-холодильни-
ком 6.
Для нормальной работы установки важно обеспечить нормаль-
ные условия стекания мазута, для чего необходимо иметь доста-
точную разность уровней и избегать наличия местных сопротивле-
ний и образования паровых пробок.
Сырые бензо-лигроиновая и керосиновая фракции подверга-
ются очистке и ректификации.
В то время как переработка легких фракций, полученных из
смолы полукоксования черемховского и ленинского каменных
углей, дает выходы товарных продуктов в количестве от 20 до 40%,
считая на исходную фракцию, смола подмосковных богхедов дает
выход товарного продукта, превышающий 70%.
Значительная разница имеется и в расходе реагентов на очистку,
особенно щелочи.
Из полученных при щелочной очистке фракций фенолятов от-
дуваются паром нейтральные масла. 'Затем феноляты подверга-
ются разложению углекислотой (и доразложению серной кисло-
той), в результате чего получаются сырые фенолы (смесь фенола,
крезолов, ксиленолов и высококипящих фенолов), которые в даль-
нейшем могут быть направлены на ректификацию.
Сырые фенолы или непосредственно сырые фракции смешивают
с эмульгаторами (техническое мыло, омыленная канифоль), в
результате получается ветеринарный препарат креолин.
Мазут направляется для использования как тяжелое топливо
или подвергается разгонке с получением топливных тяжелых
масел и пека. Из мазута путем его окисления (продувки воздухом)
может быть также получен битум — материал для дорожных
работ.
Размолотый в порошок пек с некоторыми добавками дает ли-
тейный крепитель — связующее для изготовления стержней в
литейном деле. Из смеси фракций масел может быть получено шпа-
лопропиточное масло.
Таким образом, ассортимент товарной продукции в результате
переработки каменноугольной полукоксовой смолы может состоять
из моторных горючих, сырых фенолов, мазута, битума, пека, крео-
лина, литейного крепителя, шпалопропиточного масла.
Возможна и более глубокая переработка каменноугольной
смолы с получением расширенного ассортимента продукции.
Так, на одном из заводов, перерабатывающих каменноуголь-
ную полукоксовую смолу, получают бензин, дизельное топливо,
фенолы и крезолы, растворители для каучука и лаков, масло для
пропитки древесины, масло для регенерации резины, битуминоз-
ные материалы, мастику для полов, флотационное масло, пек.
135
§ 52.	Контроль производства
Принципы контроля производства в печном цехе заводов полу-
коксования изложены в § 37.
На смолоперерабатывающих заводах контроль производства
также осуществляется при помощи ряда контрольно-измеритель-
ных приборов, устанавливаемых непосредственно в производ-
ственных цехах, для измерения температур, давлений (разрежений)
и расходов в отдельных процессах.
Химико-технический контроль производства ведется централь-
ной п цеховыми лабораториями заводов.
Лабораторный контроль предусматривает исследование исход-
ного сырья, всех получаемых в производстве промежуточных и
конечных продуктов и поступающих на завод реагентов и вспомо-
гательных материалов.
Обычно лаборатории выполняют:
1)	по сырью и полукоксу: технический и ситовой анализы
сырья (угля) и полукокса; определение выхода продуктов полу-
коксования в алюминиевой реторте;
2)	по жидким продуктам: разгонку смолы на фракции; опре-
деление уд. весов, содержания влаги, вязкости и температуры за-
стывания смолы и других продуктов; разгонку фракций по Эн-
глеру; температуру вспышки, кислотность, содержание серы, фено-
лов, парафина, механических примесей в жидких продуктах;
содержание фактических смол, водорастворимых кислот и щелочей
в светлых продуктах, упругость паров бензина по Рейду, анализы
пека, парафина, фенолов и т. д.;
3)	по газам: анализы газов в приборах Орса и ТИ, содержание
бензина в газе, содержание смолы в газе, определение теплотвор-
ной способности газов.
§ 53.	Техника безопасности
Для обеспечения безопасности работ и противопожарной
безопасности полукоксовых и смолопегерабатывающих заводов,
кроме общих правил по технике безопасности, необходимо соблюди ib
специальные правила, относящиеся к взрыво- и пожароопасным
цехам, учитывая, что смеси полукоксового газа или паров горю-
чих жидкостей с воздухом являются при известных соотношениях
взрывоопасными.
Взрываемость газовоздушной смеси обусловливается содержа-
нием газа в смеси в определенных пределах, которые различны
для разных газов. Так, для водорода пределы взрываемости соста-
вляют соответственно 74,0 и 4,1%. Это означает, что взрыво-
опасными являются смеси водорода с воздухом, в которых содер-
жание водорода находится в пределах от 4,1 до 74,0%, а смеси,
содержащие меньше 4,1% или больше 74,0% водорода, не пред
ставляют опасности. Для окиси углерода нижний предел взрывае
мости 12,4%, а верхний 75,0%, для метана соответственно 2,5
и 81,0%, для этилена 3,0 и 34,0%.
136
Пределы взрываемости газовой смеси определяются соответ-
ствующими расчетами, исходя из содержания в смеси и пределов
взрываемости индивидуальных газов. Пределы взрываемости рас-
ширяются при наличии в газе пыли или водяных паров.
Необходимо также установить тщательный контроль, соблюдать
специальные правила и принимать предохранительные меры для
предупреждения отравления персонала ядовитыми газами (окисью
углерода, сероводородом) и парами углеводородов, кислот и др.
В этих целях необходимы наблюдение за герметичностью аппара-
туры и коммуникаций (испытание на плотность при монтаже и на-
блюдение при эксплуатации) и устройство системы усиленной вен-
тиляции производственных цехов.
Нельзя допускать газования через гидрозатворы, а также при
ремонтах пли чистке газослпвов. При ремонте печи необходимо
все газопроводы к ремонтируемой кечи отключать заглушками,
а на задвижках газопроводов должны висеть предупредительные
надписи.
Следует помнить, что по существующим нормам содержание
окиси углерода в воздухе рабочих помещений не должно превышать
0,03 мг/л. Более высокие концентрации окиси углерода являются
опасными, так как приводят к отравлению с возможностью смер-
тельного исхода.
При обращении с кислотами, щелочами, а также другими едкими
или ядовитыми жидкостями необходимо соблюдать специальные
меры предосторожности, указанные в соответствующих инструкциях.
Надо следить за наличием цехового пожарного инвентаря
и его исправностью. Горячие газопроводы необходимо содержать
в чистоте, не допуская накопления пыли и мусора.
ЧАСТЬ ТРЕТЬЯ
ОТОПИТЕЛЬНЫЕ И ТЕХНОЛОГИЧЕСКИЕ ГАЗЫ,
ИХ ПОЛУЧЕНИЕ И ХАРАКТЕРИСТИКА
Глава VII
ОБЩИЕ ОСНОВЫ ГАЗИФИКАЦИИ ТОПЛИВА. ПОЛУЧЕНИЕ
ГЕНЕРАТОРНОГО, ВОДЯНОГО И СИНТЕЗ-ГАЗА
§ 54.	Горючие газы и их характеристика
Заводы искусственного жидкого топлива являются крупными
потребителями горючих газов.
Одни виды газов необходимы заводам как отопительные для
сжигания в специальных печных агрегатах, требующих примене-
ния газообразного топлива. Другие горючие газы — технологи-
ческие —• используются как исходное сырье при получении водо-
рода для гидрогенизационных заводов и синтез-газа для произ-
водства синтетического жидкого топлива из газов.
Важное значение горючих газов для заводов искусственного
жидкого топлива, в состав которых обычно входят цехи по про-
изводству этих газов, требует ознакомления как с характеристикой
газов, так и с процессами их получения.
Горючие газы можно отнести к двум основным группам: искус-
ственные газы, получаемые в процессе термической и химической
переработки топлива, п естественные — природные газы, выде-
ляющиеся из недр земли попутно с добычей нефти или самостоя-
тельно из чисто газовых месторождений.
Используемые в технике искусственные горючие газы разли-
чаются между собой по составу и по условиям, при которых дан-
ный вид газа получается, а именно:
а)	при сухой перегонке твердого топлива—коксовый и све-
тильный газы, газ полукоксования;
б)	при разных процессах переработки нефти — крекинг-газы,
газы пиролиза нефти и др.;
в)	при процессах получения искусственного жидкого топлива—
газы гидрогенизации, остаточный газ при синтезе жидкого топ-
лива;
г)	при процессах безостаточной газификации топлива—гене-
раторный, водяной, газ подземной газификации, синтез-газ;
д)	при выплавке чугуна в доменных печах — колошниковый
или доменный газ.
38
Характеристика горючих газов
Т<>6лпч'1 19
Газы			Средний состав газа,		объемп. %	!			Теплотвор- ность, ккал I нм^		Удель- ный вес.	Гыход газа, м}1кг рабочего топлива
			п2	сн4							
					СтНи	О2	N2				
	CO2+H2S	со									
								выс- шая	низ- шая		
I. Иск) сствелиые газы											
А. Газы и ы совой теп л о-											
тво р пости:											
коксовальный и светильный . . .	2—3	4 — 8	53 — 58	10—25	1,6-2,3	0,7-1,2	7 — 13	4500	4000	0,60	0,32
полукоксования угля		12—15	7-12	6-18	45— G0	5,0—8,0	0,2—0,3	2-10	7000	6000	0,7—0,8	0,08
газификации угля под давлением .	2-4	14-22	54 — 58	16—20	0,5—0,7	0,2—",3	2—6	4250	3800	0,6	0,75
коксования сланца		16,0	14,0	32,"	28,"	6,0—7.0		8	4400	39 00	0,64	0,45
Б. Газы средней тепло-		i									
творности:		1					•				
двойной водяной 		10—20	‘ 22-32	42 — 5"	;	6—9	0,5 —1,0	0,1—0,2	2—5	3200	2800	—	—
водяной 	 		5-7	35 — 40	.	47 — 52	0,3—0,6		", 1 — 0,2	2—6	2750	2500	0,65	1,5
синтез-газ		12,')	1	28,U	56,"	2,0	-	—	Л <1	—	—	—	1,3
полукоксования и>рН’а		40,"	14,(1	16."	17,5	1,0	0	5	270"	2400	0.9	—
генераторный при наро-кисло! од-											
ном дутье 		16-25	| 27-41	34 — 4"	2,5-5,6	1 0,2—0,8	0,1 —0.2	3-5	265"	24 50	—	—
В. Газы о п в ч ii i е и л о-		1 1									
творности:		1									
Смешанный генераторный:					I						
из битуминозных топлив . . .	5—0	25—ЗН	12 — 15	1,5—3,0	0,2 --0.4	11,1—",3	г, 46-54	1 670	1550	1,1	3,7
из тощих топлив		5-7	24 — 34	12-14	и, 5-й, 7	1	(1,1—0,3	52-55	12 80	1210	——	—
Воздушный генераторный		0,5-1.5	32-33	0,5—0,9	1 —		—	64 — 6 6	1 "50	1030	1.2	4,0
КОЛОШНИКОВЫЙ		7-14	। 26—31	1Л>—3,5	! 0,1 — 11,8	1	_ _	—	56—Gt'	1 1 0U	1 000	—	4.4
Подземной газификации		10—22	5— 1 U	17-25	0,8-1,1		—	4 7—5 3	1101?	98"	—	—
II. Природные газы					i						
Саратовский 			-	1.8	9 4.3	2,7	0,2	1,0	9000	8550	0,6	—
Куйбышевский		1,8	i ~	—	;	74,6	1	10,5	—	1 13,1	88пи	7940	0,6 9	—
rt Дашавский 		0,1		—	;	98,0	j 0,7	—	1,2	9 320	8450	। 0.57	—
с©		1	1						1		
По теплотворной способности различают газы высокой, сред-
ней и низкой теплотворности.
В табл. 19 приведены показатели удельного веса, состава и
теплотворности различных горючих газов и пх выходы из топ-
лива; для сравнения приведены также данные по природным
газам.
§ 55.	Общие сведения о газогенераторном процессе
Коксовые газы, газы полукоксования, нефтяные газы, газы
гидрогенизации п синтеза получаются как побочные продукты
при соответствующих процессах коксования, полукоксования,
переработки нефти, гидрогенизации топлива и синтеза жидкого
топлива из газов.
Кроме указанных, имеются и другие процессы, осуществляе-
мые в особых аппаратах — газогенераторах, где получение горю-
чего газа из органического вещества топлива является основной
целью производства. При газификации топлива в газогенераторах
происходят химические реакции между углеродом топлива и кис-
лородом или содержащими кислород газами и парами, к которым
относятся воздух, водяной пар, углекислота или их смеси.
При подаче в газогенератор воздуха, другими словами, при
воздушном дутье, получают воздушный газ, при подаче водяного
пара — водяной газ, при подаче смеси воздуха с водяным паром—
полуводяной или смешанный газ.
На фиг. 53 представлен схематический разрез газогенератора.
Сложенная из огнеупорного кирпича шахта 2 (диаметр 2,6—
3,6 м) имеет железный кожух 1. В целях теплоизоляции между
кожухом п кирпичной кладкой помещают изоляционный слой из
инфузорной земли или асбестового порошка. Нижняя нефутеро-
ванная часть газогенератора 3, называемая иногда фартуком,
погружена в заполненную водой железную, чугунную илп железо-
бетонную чашу пли поддон 4. На дне поддона в его центре укреп-
ляется колосниковая решетка 5.
В современных газогенераторах с механизированным золоуда-
лением поддон вместе с колосниковой решеткой медленно вра-
щается при помощи особого привода. Для уплотнения дутьевой
камеры 6, куда подается воздух, нижняя цилиндрическая часть
поддона опускается в кольцевой водяной затвор 8, который в газо-
генераторах с неподвижной колосниковой решеткой отсутствует.
Воздух для газификации подается вентилятором в дутьевую ка-
меру 6 через трубу 9. Водяной пар подается или отдельно через
трубу 10, или вместе с воздухом в виде паровоздушной смеси,
которая поступает внутрь шахты через прозоры колосниковой
решетки.
Топливо загружается в загрузочную коробку 11 и при закры-
тии крышки 7 и опускании колокола 12 поступает в шахту.
Для наблюдения за процессом разравнивания и шурования
слоя топлива в крышке газогенератора 13 устроены шуровочные
140
(пиловочные ) люки 14 в количестве от 4 до 6. Особое устройство
этих люков и применение пароотбоя, т. е. паровой завесы, пре-
пятствуют выходу газа при их открывании. Образующийся в газо-
генераторе газ выходит через выходной штуцер 15 в газопровод-
ную сеть.
Топливо, опускаясь в шахте газогенератора, проходит через
отдельные его зоны, претерпевая при этом ряд изменений. Пре-
ния сверху — зона под-
сушки, где теплом под-
нимающихся горячих га-
зов топливо подогре-
вается и из него испа-
ряется влага; вторая —
зона сухой перегонки,
где при соответствую-
щих температурных
условиях происходит
сухая перегонка топли-
ва, при которой из него
выделяются пары и газы
и остается полукокс
(кокс).
Зоны подсушки п су-
хой перегонки носят
общее название — зоны
подготовки топлива. Эта
зона работает по прин-
ципу печи с внутренним
обогревом, где теплоно-
сителем является газ,
поднимающийся из ниж-
них ЗОН газогенера- Фиг. 53. Схематпче''кий рас,piз газонгиратора,
тора.
В третьей зоне — зоне восстановления — осуществляется основ-
ной процесс газификации полукокса или кокса, полученного в
зоне сухой перегонки. Наконец, в четвертой зоне происходит
окисление или горение полукокса.
Зоны горения и восстановления носят общее название — зоны
газификации. В этой зоне происходит процесс газификации полу-
кокса (кокса), опускающегося из зоны подготовки топлива, т. е.
процесс образования собственно генераторного газа.
Таким образом, процессы, происходящие в газогенераторе,
являются комбинацией двух процессов — сухой перегонки и
газификации.
Образующийся в зоне восстановления генераторный газ, под-
нимаясь кверху, уносит с собой продукты сухой перегонки, водя-
ной пар и пыль. Удаляемые из нижней части генератора зольные
остатки состоят из золы и небольшой части непрореагировавшей
органической массы топлива.
Ml
Для более точного представления о происходящих в газогене-
раторе процессах необходимо ознакомиться с химизмом этих про-
цессов»
§ 56.	Химические реакции генераторного процесса
Воздушный газ. При применении воздушного дутья
возможно протекание следующих реакций в зоне газификации:
G 4- О2—>СО2 + 97650 ккал
2C-P О2-+СО +58860 »
2СО + О2—>2СО3 + 136440 »
СО2 4- С -+СО — 38790	»
Таким образом, в зоне горения, где полукокс встречается с
кислородом воздуха, возможно образование углекислоты и окпси
углерода (преимущественно первой), а в зоне восстановления,
где образовавшиеся в зоне горения газы встречаются с полукоксом,
возможно образование окиси углерода и углекислоты (преиму-
щественно первой).
Воздух содержит, кроме кислорода, значительное количество
азота, который, не вступая в реакцию, только разбавляет получен-
ные в результате газификации горючие газы.
Водяной газ. При паровом дутье в газогенераторе в
результате взаимодействия водяного пара с углеродом раскален-
ного топлива происходят следующие реакции:
С + Н2О -о СО + Н2 — 28380 ккал
С + 2Н3О—>СО2 + 2Н3 — 17970	»
Таким образом, получаемый в результате газификации водяной
газ состоит в основном из окиси углерода и водорода.
Реакции образования водяного газа эндотермичны, т. е. идут
с поглошением тепла и требуют для своего осуществления подвода
тепла извне.
Кроме основных реакций, может иметь место реакция
С + 2Н2-»СН4 + 20870 ккал,
т. е. образование метана.
Смешанный (полуводяной) газ. При подаче в газогене-
ратор в качестве дутья смеси воздуха с водяным паром имеют место
реакции, протекающие при получении как воздушного, так и
водяного газов.
Кроме того, возможна дополнительная реакция:
2Н2 + О2->2П3О+ 115620 ккал.
Газ при парокислородном дутье. При воз-
душном или смешанном дутье в газогенератор попадает значитель-
142
ное количество содержащегося в воздухе азота, который разбав-
ляет образующийся горючий газ, снижая его теплотворность.
Поэтому в ряде случаев в целях повышения качества газа
вместо паровоздушного дутья применяется парокислородное дутье,
т. е. смесь водяного пара с кислородом.
Происходящие при этом в газогенераторе химические реакции
2С + О2—»2СО + 58860 ккал,
С + Н2О-^СО + Н2 — 28380 ккал
не отличаются от описанных выше, так как отсутствие в дутье
инертного азота, не участвующего в реакциях, не меняет положе-
ния дела.
§ 57.	Производство смешанного, или генераторною, газа
В качестве отопительного газа обычно применяется смешан-
ный газ, называемый генераторным газом. Воздушный газ при-
меняется редко в связи с низкой теплотворностью (~ 1000 ккал/ш3);
кроме того, его производство мало экономично вследствие низкого
к. п. д. газификации и быстрого износа футеровки, связанного
с высокой температурой процесса.
Средние расходные коэффициенты на килограмм топлива и
удельные выходы газа при производстве генераторного (смешан-
ного) газа из разных видов топлив приведены в табл. 20.
Таблица 2D
Расходные коэффициенты п удельные еыходы при производстве
генераторного газа
Покааате.ш	! И1 i i 1П IS	А. г .'лит	Гязивьш уголь	Бурый уголь	Торф пусковой
Расход воздуха . . . .	’ л?3 /’//:•	2.81 >	2.20	1,40	0.77
Расход пара 	 Т-ра паровоздушной	i к, кг	0,22 -ист	0.2—0.:;	0.12—0,22	0,00—0,07
смеси	'С	.20—Г-7	1..	, 1. 	|	17-22	45—48
Выход сухого газа па	III ;	1				
рабочее топэиво . . .	! м3'кг	4.1		:	1,38	1,30
То же—на горючую	i	;	>	i				
массу		1 м3 / кг	1.9	з.о	1	3.3	2,22
I
Характеристика генераторного газа, получаемого при газифи-
кации разных видов топлива, приведена в табл. 21.
Получение генераторного газа из антрацита и каменного угля
осуществляется в газогенераторах, подобных представленному
на фиг. 53.
Одной из наиболее важных частей газогенератора является
поддон с колосниковой решеткой, обеспечивающей распределение
дутья и бесперебойное удаление шлака.
143
Один из типов вращающегося поддона с колосниковой решет-
кой представлен на фиг. 54, где А — храповое колесо для приве-
дения во вращение чаши, /7 — червяк и В — ролики, на которых
вращается чаша.
Фиг. 54. Поддон с колосниковой решеткой.
Таблица 21
Состав, теплотворность и температура генераторного газа
Показатели	Единица измерения	Антрацит	Газовый уголь	Бурый уголь	Торф кусковой
Состав сухого газа: LCO2		(Н'ъемн.	О..)	5,0	5.0	8,0
H„S	,	. .	То же	0,17	0.30	0,20	0,06
гс„нт		»	0,00	0,30	0,20	0,40
О., 		>)	0.2	0,2	0,2	0,2
cd		'>	,0	2*3,3	30,0	28,0
н, 		»	13,5	13,5	13,0	15,0
сн4		»	0,5	2,3	2,0	3,0
N, 		»	52.6	51,9	50,4	45,3
Теплотворность газа: вьгептая		ккал:нм2	•1300	1580	1550	1660
низшая			1_30	1390	1460	1560
Температура газа на вы- ходе из газогенера- тора 		’С	270—600	520—650	110—330	70—100
В современных газогенераторах загрузка топлива механизи-
рована. Механизируется также операция разравнивания и раз-
рыхления слоя топлива в газогенераторе.
144
На советских заводах получила значительное распространение
отечественная конструкция газогенератора (Гипрогазтоппрома)
с колосниковой решеткой типа Д.
В газогенераторах для каменного угля высота слоя топлива
поддерживается в среднем 1,2 м и не более 1,5 м, а для бурого
уГЛЯ — 2,0 — 2,5 м. Такая высота слоя недостаточна для топлив
с большим содержанием влаги
и летучих веществ, например
для торфа. Поэтому для гази-
фикации таких топлив приме-
няется особая конструкция газо-
генератора, состоящего из двух
шахт — верхней (называемой
швелыпахтой), где происходит
подсушка и сухая перегонка
топлива (с выделением смоляных
паров), и нижней, где осущест-
вляется процесс газификации
топлива (т. е. полукокса), опу-
скающегося из верхней шахты.
Общая высота слоя топлива
в таком газогенераторе
составляет около 5 м.
Конструкция газогенератора
со швелыпахтой представлена
на фиг. 55, где А — футерован-
ная газификационная шахта,
Б — швелыпахта, В — парово-
дяная рубашка, где за счет теп-
ла стенок кожуха газогенера-
тора образуется водяной пар,
используемый в производстве.
Интенсивность процесса гази-
фикации определяется показате-
лем напряжения поперечного
сечения шахты, т. е. количе-
ством газифицируемого топлива
в час, отнесенным к 1 мг попе-	г.
’	Фиг. йа. Схематический разрез газо-
речного сечения шахты.	генератора со швелыпахтой.
Существовавшие средние нор-
мы напряжения — 200 кг/м2час
для антрацита, 260 — для бурого угля, 280 — для газового угля
и 360 — для кускового торфа — значительно превзойдены в по-
следние годы передовиками производства. Так, при газификации
антрацита достигнуто напряжение 250—300 кг)м2час, челябинского
бурого угля — 450—500. Нет сомнения в наличии резервов и при
газификации других видов топлив.
Ю Зак. № 2242.
145
§ 58.	Производство водяного газа
Происходящие в газогенераторе реакции взаимодействия водя-
ного пара с углеродом раскаленного топлива эндотермичны, т. е.
идут с поглощением тепла. Вводимый в газогенератор пар, разла-
гаясь, отнимает тепло от топлива, находящегося в зоне газификации,
до тех пор, пока температура в ней понизится настолько, что даль-
нейшее разложение пара и этим самым процесс образования водя-
ного газа прекращается.
Для восстановления этого процесса необходимо разогреть слой
топлива, т. е. поднять температуру в зоне газификации. Это дости-
гается путем временного прекращения парового дутья и подачи
в газогенератор воздуха взамен пара. В результате топливо в
газогенераторе разогревается и устанавливается процесс полу-
чения воздушного газа.
Когда температура в зоне газификации повысится и достигнет
необходимого предела, снова представляется возможным начать
подачу в газогенератор водяного пара (прекратив воздушное
дутье) с получением при этом водяного газа.
Таким образом, описанный процесс получения водяного газа
является периодическим процессом, при котором через определен-
ные периоды газогенератор дает попеременно водяной и воздуш-
ный газы, которые отводятся из газогенератора раздельно.
Продувка газогенератора водяным паром носит название фазы
парового или холодного дутья, а продувка воздухом — фазы
воздушного или горячего дутья. Совокупность обеих фаз дутья
составляет рабочий цикл процесса получения водяного газа. Общая
продолжительность рабочего цикла составляет у современных
газогенераторов с автоматическим переключением задвижек 4 мин.,
а у газогенераторов с ручным управлением 6—7 мин.
Практически рабочий процесс в генераторе водяного газа про-
текает в шесть последовательных стадий или фаз (фиг. 56).
В 1-й фазе длительностью 58 сек. в газогенератор подается
воздух снизу. Находящееся в газогенераторе топливо сильно
разогревается и происходит образование воздушного газа, кото-
рый направляется при температуре 650—700° в регенератор, где,
охлаждаясь до 550°, отдает часть своего физического тепла на-
садке регенератора.
Затем воздушный газ поступает в топку парового котла-утилиза-
тора, где сжигается. При этом получается пар давлением 17—19 ат.
Во 2-й фазе длительностью 2 сек. в газогенератор подается
перегретый водяной пар снизу для продувки газогенератора и
всей системы от воздушного газа. Путь газа такой же, как и в
1-й фазе.
В 3-й фазе длительности) 76 сек. происходит подача в газо-
генератор снизу перегретого водяного пара и идет образование
водяного газа.
В 4-й фазе длительностью 76 сек. продолжается подача в газо-
генератор водяного пара, однако не снизу, а сверху для использо-
146
вания тепла верхних слоев топлива и выравнивания температуры
слоя.
В 5-й фазе длительностью 24 сек. водяной пар снова подается
снизу газогенератора для удаления водяного газа из нпжнеи части
газогенератора с целью предупреждения образования взрывча-
Фиг. 56. Фазы рабочего цикла процесса получения
водяного газа.
той смеси с воздухом, который предстоит подать в следующей
6-й фазе.
В 6-й фазе длительностью 4 сек. в газогенератор подается воз-
дух с целью вытеснения из системы и избежания потерь водяного
газа с воздушным газом, образование которого начнется в сле-
дующей 1-й фазе.
Водяной газ, образующийся в 3-й и 5-й фазах процесса (ниж-
нее дутье), проходит последовательно регенератор и теплообмен-
10*	147
ник, где газ отдает часть своего физического тепла, затем поступает
в скруббер для окончательного охлаждения и далее в газгольдер
водяного газа. Водяной газ, образующийся в 4-й фазе (верхнее
дутье), имеет сравнительно низкую температуру и направляется,
минуя регенератор, в скруббер и затем в газгольдер.
Необходимый для процесса водяной пар низкого давления
(0,5 ат) получается с пароводяных рубашек газогенератора, а
при нехватке пользуются мятым паром из других установок за-
вода.
Перегрев водяного пара до 350° осуществляется в теплообмен-
нике (в 3-й и 5-й фазах) и до 500° — в регенераторе (в 4-й фазе).
Таблица 22
Расходные коэффициенты и удельные выходы при производстве
водяного газа
Показатели	Единица измерения	Кокс	Антрацит	Камрнный уголь длиннопла- менный	Бурый уголь
Расход воздуха ....	м3/кг	2,60	2,86	1,60	1,02
Расход пара 	 Степень	разложения	кг-1 кг	1,2	1,7	0,68	0,40
пара 		О/ /о	50	40	51	68
Вых'од водяного газа Выход	продувочного	м3/кг	1,50	1,65	1,05	0,62
газа		м3/кг	2,70	2,90	1,81	1,33
Таблица 23
Состав, теплотворность
н температура водяного газа
Показатели	Единица измерения	Кокс	Антрацит	Каменный уголь длиннопла- менный	Бурый уголь
Состав сухого водяного газа: СО2		Объемн. %	6,5	6,0	7,5 0,3	14,5
H2S		То же	0,3	0,4		0,2
О2 		»	0,2	0,2	0,2	0,2
СпНт		»	—	—	0,9	0,6
СО		»	37,0	38,5	32,0	23,8
н, 		»	50,0	48,0	49,6	50,0
сн4 		»	0,5	0,5	4,7	6,9
N8 		»	5,5	6,4	4,8	3,8
Теплотворность газа: высшая		ккал/нм3	2730	2700	3110	2945
низшая		То же	2500	2480	2810	2640
Температура газа на вы- ходе из газогенератора	°C	550	675	525	270
Коэффициент полезного действия газификации	%	60	61	51	38
148
Средние расходные коэффициенты на 1 кг топлива и удельные
выходы газа при производстве водяного газа из разных видов
топлива приведены в табл. 22.
Характеристика водяного газа, получаемого при газификации
разных видов топлива, приведена в табл. 23.
§ 59.	Газификация топлива на парокислородном дутье
При полной замене в паровоздушном дутье воздуха кислоро- |
дом, т. е. при парокислородном дутье, должен быть получен газ,	|
содержащий 66% СО и 34% Н2. Однако в практических условиях |
газ содержит, кроме окиси углерода и водорода, также азот, угле- |
кислоту, метан и др.	1
Процесс с применением парокислородного дутья имеет по срав- i
нению с периодическим процессом получения водяного газа то
преимущество, что первый процесс является непрерывным и более
производительным, с большим к. П. д. газификации.
Кроме того, при парокисло родном дутье имеется возможность
для получения технологического газа применять в качестве сырья
для газификации не только кокс или антрацит, но и бурые угли.
Ниже приводим сравнительные данные по газификации кокса
и подмосковного бурого угля при применении парокислородного
дутья (табл. 24).
Газификация на парокислородном дутье
Таблица 24
Показатели	Единица измерения	Подмо- сковный уголь	Кокс
Расход пара на рабочее топливо		кг/кг	0,34	1,75
Концентрация О2 в сухом дутье ....	%	94,0	70,6
Расход 100%-ного О2 на рабочее топливо	м3/кг	0,132	0,526
Выход газа на рабочее топливо	 Состав газа:	м3	0,86	2,62
СО2 		Объемн. %	25,61	| 17,4
H2S 		То же	2,62	
CnHm			0,46	0,0
о2		»	0,44	0,0
со	•		»	26,30	35,2
н2		»	37,71	37,5
СН4 		»	2,60	0,5
n2 		 Теплотворность газа:	»	4,26	9,4
высшая		ккал/нм3	2433	2253
низшая 			ъ	2206	2080
Характеристика рабочего топлива:	%	73,5	84,0
влажность		%	32,6	2—8
зольность 		%	24,5	10—11
летучих 			%	45,0	1,0
149
При ведении процесса газификации на парокислородном дутье
под давлением до 20 ат получается газ с повышенным содержа-
нием метана и высокой теплотворности, который после отмывки
от него углекислоты пригоден для бытового газоснабжения
(табл. 25).
При газификации под давлением 20 ат расход кислорода сни-
жается в два-три раза по сравнению с процессом, осуществляемым
при атмосферном давлении.
Путем изменения давления, концентрации кислорода и рас-
хода пара оказывается возможным получить газ, пригодный для
технологических целей (синтез-газ).
Для газификации под давлением применяются газогенераторы
особой конструкции со специальными устройствами для загрузки
угля и выгрузки шлака, учитывающими возможность ведения
этих операций при наличии давления в газогенераторе 20 ат.
На фиг. 57 представлена схема газогенератора высокого давле-
ния. В газогенераторе различают: верхнюю часть — загрузочную
коробку (или угольный шлюз), среднюю часть — шахту, где проте-
кает процесс газификации, и нижнюю часть — зольный карман
(или зольный шлюз).
Корпус газогенератора представляет собой стальной толсто-
стенный цилиндр с наружной теплоизоляцией, внутри которого на-
ходится второй цилиндр из листового железа. Этот цилиндр из-
нутри футерован огнеупором и образует рабочую шахту газогенера-
тора диаметром 2,5 м и высотой 6 м.
Кольцевое пространство между обоими цилиндрами заполняется
водой, так что почти по всей высоте шахты образуется водяная
рубашка, которая посредством трубы сообщается с газовым про-
странством шахты.
Такое устройство приводит к облегчению и удешевлению кон-
струкции газогенератора, учитывая, что внешний корпус не под-
вергается воздействию высоких температур процесса, а внутрен-
ний цилиндр — действию высокого давления, так как давление на
стенки цилиндра одинаково с обеих сторон.
Для распределения загружаемого угля в верхней части шахты
газогенератора имеется конус, а для распределения дутья и золо-
удаления в нижней части шахты имеется вращающаяся колосни-
ковая решетка. В процессе работы давление в газогенераторе,
т. е. в сообщающихся между собой шахте, загрузочной коробке
и зольном кармане, одинаково; колосниковая решетка непрерывно
сбрасывает золу в зольный карман, а топливо постепенно опускается
из загрузочной коробки в шахту.
Для загрузки через каждые 40—50 мин. свежего топлива в за-
грузочную коробку или удаления через каждые 2—3 часа золы из
зольного кармана приходится снижать давление в этих устрой-
ствах до атмосферного, сохраняя в то же время существующее давле-
ние (~ 20 ат) в шахте. Это осуществляется следующим образом.
Для загрузки очередной порции топлива закрывается клапан
загрузочной коробки и последняя разобщается с шахтой. Затем
450
находящийся в коробке газ (шлюзовой) перепускают по соответ-
ствующему газопроводу в газгольдер низкого давления, после
чего газопровод перекрывают и открывают верхнюю крышку загру-
зочной коробки; в открытую горловину коробки загружают из бун-
кера свежее топливо (посредством бункерного рукава и телескопи-
ческой трубы, опущенной в горловину).
Фиг. 57. Схема газогенератора высокого давления.
1 — загрузочная коробка (угольный шлюз); 2 — шахта газо-
генератора; 3 — зольный карман (шлюз); 4 — паросборник;
5 — газоотводящнй патрубок; 6 — оросительный холодильник;
7 — теплообменник циркуляционной воды; 8— привод решетки;
9 — насос циркуляционной воды; 10 — скребок с рукояткой;
11— канал для гидротранспорта золы; 12 — водяная рубашка;
13 — огнеупорная футеровка; 14 — измерительная шайба.
По заполнении коробки топливом крышка закрывается, и ко-
робка соединяется с газопроводом высокого давления. Когда
давление в коробке уравняется с общим давлением в системе, по-
ступление в коробку газа высокого давления прекращают и откры-
вают клапан в коробке, и топливо начинает поступать в шахту.
Удаление золы из зольного кармана производится по анало-
гичному принципу, но вместо газа высокого давления пользуются
перегретым паром высокого давления.
151
Для газификации под давлением применяется подсушенное
топливо (Р7р = 20—25%) с размером кусков 2—20мм. Напряжение
поперечного сечения шахты 800—1000 кг/м1 час.
Полученный сырой газ отводится из газогенератора при 250°
и подвергается ступенчатому охлаждению, освобождению от
смолы и газового бензина и очистке от углекислоты и серы. При
газификации под давлением наряду с газом (см. табл. 25) полу-
чаются смола и газовый бензин; суммарный выход и качество по-
следних примерно такие же, как и при полукоксовании того же
топлива.
Таблица 26
Газификация бурого угля под давлением 20 ат на парокислородном дутье
Показатели	Единица измерения	Сырой газ	Газ после отмывки СО2
Выход газа в расчете на углерод топлива Состав газа:	м3/кг	2,54	1,59
со2 + H2s 		Объемн. %	33,5	1,90
CnHm 				То же	0,7	1,02
о2			0,2	0,3
со		»	14,4	21,20
н2	•		»	39,9	59,1
сн4 			»	6,8	9,85
с2нв . . 		»	з,о	4,37
n2	 Теплотворность:		1,5	2,25
высшая , . 		ккал/нм3	2925	4250
низшая . 		»	2625	3750
§ 60. Газификация топлива в кипящем слое
Реакции газификации, т. е. взаимодействия кислорода или
водяного пара с углеродом топлива, представляют собой гетеро-
генные процессы, в которых кислород и пар являются газовой
фазой, а углерод твердой фазой.
Ускорение таких реакций может быть достигнуто за счет раз-
вития поверхности соприкосновения твердой фазы — угля и газа.
На основе этого положения возник процесс газификации мелко-
зернистого топлива. При этом дутье подается в таком количестве
(скорость потока 2—3 м]сек), ччто частицы загруженного в газоге-
нератор топлива по всему слою приходят в колебательное движе-
ние и этот слой уподобляется медленно кипящей жидкости.
Частицы топлива размером 0—3 мм, 0—5 мм находятся в
непрерывном движении и по мере выгорания углерода остается
зола.
Благодаря сильному дутью часть топлива и большая часть
золы уносятся током газа в верхнюю часть газогенератора, куда
152
подается вторичное дутье и где происходит процесс газификации-
в газовом потоке при температуре ~ 1000°.
Наиболее крупные частицы золы, которые не выносятся газо-
вым потоком и имеют больший удельный вес, опускаются сквозь
угольную массу на решетку, откуда удаляются при помощи охла-
ждаемого водой вращающегося бруса,
В данном процессе топливо и воздух или кислород хорошо
перемешиваются, и процесс протекает
при одинаковой температуре слоя по
этому скорость процесса и произво-
дительность газогенератора резко воз-
растают по сравнению с газифика-
цией неподвижного слоя топлива.
Если газификация ведется на паро-
кислородном дутье, то полученный
газ типа водяного содержит мало
метана и углекислоты, т. е. является
вполне пригодным в качестве техно-
логического газа для процессов син-
теза. При воздушном дутье полу-
чается низкокалорийный отопитель-
ный газ.
Газогенератор с кипящим слоем
отличается большой производитель-
ностью и дает при диаметре шахты
в плоскости колосников 3,6 м на воз-
душном дутье до 60 000 м3 газа в час,
т. е. в 11 раз больше, чем газогене-
ратор с диаметром шахты 3 м, рабо-
тающий на кусковом топливе.
Основные размеры газогенератора:
диаметр шахты в плоскости колосни-
ков 2,6—3,6 м. в цилиндрической
шахты 20 м, полная высота 29,5 м.
При работе на парокислородном
размеров дает до 40 000 м3 газа типа
производительности 10 газогенераторов водяного газа с диаметром
шахты 3,6 м, работающих на кусковом коксе или антраците.
По выходе из газогенератора газ уносит с собой преобладаю-
щую часть золы топлива (до 95%), для освобождения от которой
газ поступает в циклоны.
Физическое тепло газа, температура которого достигает 850°,
используется в паровых котлах-утилизаторах и водяных эконо-
майзерах.
Схема газогенератора с кипящим слоем представлена на
фиг. 58.
Топливо подается в шахту газогенератора 5 из бункера 2 шне-
ковыми питателями 14, которые имеют водяное охлаждение — ох-
лаждаемый вал 16 и цепной привод 15.
во всем слое одновременно
всей его высоте. Благодаря.
18
Фиг. 58. Схема газогенератора-
с кипящим слоем топлива.
части 4,5—5,5 м. Высота
дутье газогенератор таких
водяного, что
153-
Для пуска используется небольшой пусковой генератор 4,
имеющий постоянно открытый сброс газа 3 (свечу) в атмо-
сферу.
Розжиг пускового генератора начинается дровами, а затем
из бункера 2 подается в небольшом количестве исходное топливо.
Раскаленное топливо поступает из генератора 4 в основной газо-
генератор, продуваемый при этом воздухом. Получаемый газ сбра-
сывается в атмосферу. Постепенно в газогенераторе создается
«кипящий» слой, после чего генератор переводят на паро-кисло-
родное дутье, закрывают выхлоп в атмосферу и газ по линии 6
направляют на очистку.
Пуск газогенератора может быть проведен в течение 2 час.,
если в этом имеется необходимость, однако обычно пуск ведут
медленнее в целях обеспечения сохранности футеровки.
65—90% парокислородной смеси подают через решетку 19,
а остальные 35—10% — через фурменное кольцо 20, расположен-
ное примерно на 1,8 м выше кипящего слоя. Это вторичное дутье
предназначено для дожига уноса топлива и увеличения температуры
в шахте с целью возможно полного разложения смолы и углево-
дородов.
Таблица 26
Данные по газогенераторам с «кипящим» слоем н показатели их работы
Наименование
Производительность, тм3/час:
максимальная ................................
нормальная ............................
минимальная.............. .............
Тип решетки .................................
Диаметр шахты газогенератора, м
Толщина слоя, м..............................
Общая высота шахты, м........................
Использование уноса .........................
Кислорода в суммарном дутье, %...............
Температура дутья, °C .......................
Температура слоя, °C.........................
Температура на выходе из газогенератора, °C .
Состав газа, объемн. %:
СО.,...................................
СО"....................................
Н2.....................................
сн4..........	......................
N2 ....................................
H.S....................................
Расход на 1000 м3 газа:
топлива, кг ... .............................
кислорода, м3 .........................
пара, кг ..............................
Показатели
24,2—21,2
19,4—17,4
11,6—8,6
Чугунная стационарная
и огнеупорная стацио-
нарная
4,0—4,5
1,5
19,6
Котельное топливо
22—21,5
160-180
800—950
900-1000
24,4—23,1
28,8-29,6
44,4—43,8
1,3—0,8
0,5—1,5
0,6-1,2
815—800
335—324
1000—865
154
Объем шахты газогенератора превышает примерно в 15 раз
объем слоя с тем, чтобы обеспечить достаточно полное протекание
реакций между паром и углекислотой и разложение смоляных
паров п углеводородов за определенный промежуток времени.
Над дутьевой решеткой 19 находится охлаждаемый водой скре-
бок (брус) 9 с приводом 13, сбрасывающий золу, которая затем
шнеками 21, имеющими вал 10 и привод 11, передается в зольный
карман 12, откуда периодически выгружается.
Кислород (или воздух) поступает по линии 18, а пар по ли-
нии 17. Бункер газогенератора 2 снабжен продувочными линиями,
а также подводом инертного газа 1. Цифрами 7 и 8 обозначены
соответственно кожух и футеровка газогенератора.
Давление первичного дутья составляет ~ 1200 мм, а вторич-
ного дутья — 850 мм вод. столба.
В табл. 26 приведены некоторые характеристики промыш-
ленных газогенераторов с «кипящим» слоем и показатели их ра-
боты при газификации буроугольного полукокса.
•§ 61. Газификация мелкозернистого топлива во взвешенном слое
Фиг. 59. Схема газо-
генератора со взве-
шенным слоем топ-
лива.
Другим методом газификации мелкозернистого топлива (0—6,
О—10 мм) является его газификация во взвешенном слое. Этот
метод разработан Всесоюзным научно-исследовательским институ-
том искусственного жидкого топлива и газа
(ВНИГИ).
Газогенератор ВНИГИ (фиг. 59) предста-
вляет собой шахту из огнеупорного кирпича,
заключенную в кожух из листового железа.
Верхняя часть шахты цилиндрическая, а
нижняя коническая, соединяющаяся с дутье-
вой камерой 1, куда через патрубок 2 вен-
тилятором подается воздух, поступающий за-
тем в коническую часть шахты через диф-
фузор 3.
Неподсушенное мелкозернистое топливо
подается в газогенератор из бункера шнеком
4 на тарельчатое устройство 5, где происходит
подсушка и частичное полукоксование. Та-
релки выполнены из листового железа и ле-
жат на охлаждаемых водой трубах, нижняя
тарелка — из огнеупорного кирпича. Через
центр тарелок проходит вращающийся вал,
на который насажены гребни (с косыми зубь-
ями), перемещающие топливо по самой тарел-
ке и с одной тарелки на другую, а с нижней
тарелки — в шахту газогенератора навстречу потоку горячих газов.
При этом более крупные частицы падают в коническую часть
шахты и образуют взвешенный слой топлива, которое подвергается
газификации при наличии соответствующей температуры. Мелкие
15а
частицы топлива (пыль), подхватываемые потоком генераторного
газа во время пересыпания топлива с одной тарелки на другую
и при падении в шахте, а также мелкие частицы топлива и лету-
чая зола, поднимающиеся с газовым потоком снизу, выносятся из
газогенератора и поступают (вместе с газом) в расположенный
рядом циклон. Здесь происходит очистка генераторного газа от
увлеченных им частиц топлива (и золы), после чего газ направ
ляется в охлаждающую систему.
Осевшие в циклоне сухие (горячие) частицы топлива возвра-
щаются при помощи шнека 6 в коническую часть шахты, где, но
задерживаясь во взвешенном слое, газифицируются в полете через
шахту.
Основная часть золы в виде слегка оплавленных частиц (шлака)
выпадает (вследствие большего удельного веса, чем топливо) из
взвешенного слоя в дутьевую камеру 1 на поддон с водяным охла-
ждением, откуда шлаки направляются через патрубок 7 в гидравлик.
Очистка стенок шахты от шлака производится штангой 8,
которая посредством привода, скрытого во вращающейся тумбе
(полый вал) 9, может вдвигаться в конусную часть шахты на
желаемую высоту. Вращение тумбы , 9 обеспечивает движение
штанги по всей поверхности конуса шахты.
Куски шлака, удаленные штангой 8, падают в дутьевую камеру
и скребками 10 направляются в патрубок 7.
Метод газификации топлива во взвешенном слое отличается
от других методов газификации мелкозернистых топлив наличием
устройства для подсушки топлива, расположенного внутри самого
газогенератора, двойной подачей топлива, т. е. возвратом уноса,
и наличием взвешенного слоя.
Эти особенности метода позволяют применять для газификации
топливо повышенной влажности (35—40%), повышают к. п. д.
процесса газификации благодаря использованию физического
тепла газа и возврату уноса и позволяют интенсифицировать
процесс за счет подачи термически подготовленного топлива. На-
пряжение сечения шахты достигает 1200 кг/oi2 час, т. е. втрое
больше, чем при газификации кускового торфа. Применение при
процессе парокислородного дутья предоставляет возможность полу-
чения технологического газа для химического использования.
§ 62. Газификация топлива в газогенераторах с жидким
шлакоудалением
Кроме ранее описанных методов газификации топлива, когда
температурные условия ведения процесса рассчитаны на удаление
шлака из газогенераторов в сухом виде, существует процесс га-
зификации, который ведется при высоких температурах — порядка
1500—1700°. При таких температурах шлаки расплавляются и
выпуск их из газогенератора осуществляется в жидком виде.
Высокая температура, при которой ведется процесс газифика-
ции, позволяет значительно (в 3 раза и более) увеличить интен-
156
сивность процесса, повысить (на 300—400 ккал) теплотворность
получаемого газа и резко сократить (в 2,5—3 раза) расход пара
на дутье вследствие лучшего использования пара. Коэффициент по-
лезного действия газификации может быть при этом повышен до 89 %.
Процесс газификации в газогенераторах с жидким шлакоудале-
нием обычно ведется на парокислородном дутье. Получаемый газ
характеризуется высоким содержанием окиси углерода и исполь-
зуется после конверсии (превращения — см. § 80) для дальней-
шего получения водорода или
синтез-газа, т. е. исходного газа
для синтеза бензина. Газ мо-
жет также служить добавкой к
синтез-газу в случае необходи-
мости повышения соотношения
в последнем между окисью угле-
рода и водородом (СО : Н2).
Устройство газогенератора с
жидким шлакоудалением пока-
зано на фиг. 60.
Топливо (кусковое) загру-
жается сверху через загрузоч-
ную коробку 6. Смесь кисло-
рода и водяного пара, посту-
пающая по трубопроводу 1, по-
дается в газогенератор через
восемь фурм 5, имеющих водя-
ное охлаждение 2.
Слой топлива в газогенера-
торе около 4 м. Верхняя часть
газогенератора (над слоем топли-
ва) и нижняя часть (ниже фурм) футерованы огнеупором. Остальная
часть корпуса газогенератора имеет наружное водяное охлажде-
ние 2 (или водяную рубашку).
Для получения легкоплавких шлаков к топливу добавляется
небольшое количество известняка. Собирающийся в нижней части
газогенератора шлак выпускается через летку 3, а выплавляющийся
в небольшом количестве чугун (в золе топлива обычно содержится
железо) — через летку 4. Полученный газ выходит из газогенера-
тора при температуре около 400° через штуцер 7.
Представленный на фиг. 60 газогенератор имеет следующие
размеры (в м):
Внешний диаметр на уровне вывода газа .......... 4,5
Внутренний »	»	»	»	»	.......... 3,94
Внешний диаметр на уровне фурм.................. 2,5
Внутренний »	»	»	»	.................. 2,0
Высота над фурмами.............................. 6,9
Газогенераторы с жидким шлакоудалением могут работать
на различных неспекающихся топливах, в том числе на шлаках с
генераторов водяного газа (содержащих углерод).
157
К топливу для газогенераторов с жидким шлакоудалением предъ-
является требование механической и термической прочности куска.
В табл. 27 приведены основные показатели работы газогене-
ратора с жидким шлакоудалением.
Таблица 27
Показатели работы газогенератора с жидким шлакоудалением		
Показатели	При работе	
	на коксе	на шлаке с генераторов водяного газа
Производительность по газу, м3/час	13000—16500	8830
Состав газа, объемы. %:		
СО2		6,8	9,7
СО	•			61,4	66,5
н,			31,0	22,9
сн4 				—	—
n2 	•		0,7	—
H..S, г/100 м3		4,35	2,76
Расход на 1000 .о3 (СО-|-Н2):		
кислорода, .и3		262	347
пара, кг			320	200
углерода, кг ,	.....	400	—
Состав топлива, %: . . 				
углерода ...... ....	86,8	45—50
золы 			9,1	55—50
влаги 		1,8	—
§ 63. Материальный и тепловой балансы процесса газификации
В качестве примера балансов процесса газификации ниже
приводятся материальный и тепловой балансы процесса газифи-
Таблица 28
Материальный баланс процесса газификации каменного угля
(расчет на 100 кг угля)
Приход	кг	% от об- щего при- хода	Расход	кг	% от об- щего при- хода
Уголь на газификацию . Воздух (дутье) .... Пар (дутье):	100,00 280,00	24,3 68,0	Генераторный газ (су- хой) 	 Влага газа: а) из топлива	370,26 (	90,0
а) разложенный . б) не разложен-	18,78	4,5	б) не разложен- ный лар	123,16 i	5,6
ный		13,22	3,2	в) пирогенная Смола 	 Шлак (выгреб) .... Унос (с газом) .... Всего . . . Невязка . . .	1 3,14 10,67 4,01 411,24 0,76	0,7 2,6 0,9 99,8. 0,2
Итого . . .	412,00	100,0!	Итого . . .	412,0	100,0
158
кации каменного угля на смешанный генераторный газ (табл. 28
и 29).
На основании данных материального баланса и данных непо-
средственного определения температур угля, пара, воздуха, газа,
шлака и т. д. составлен тепловой баланс процесса (с учетом теплот
испарения жидких продуктов и воды).
Таблица 2£>
Тепловой баланс 1 процесса газификации каменного угля
(расчет на 100 кг угля)
Приход
ккал %
Расход
ппал !	%
Теплотворность угля .
Физическое тепло:
а)	угля.........
б)	пара . . . . .
в)	воздуха . . .
659 400
600
19 885
3 700
96,5 ; Теплотворность гене-
раторного газа (су-
хого) ....................
Физическое тепло су-
хого газа ...
Физическое тепло влаги
0,11
2,9 i
°,5
газа...............
Теплотворность смолы
Физическое тепло
смолы ...............
Теплотворность уноса .
Физическое тепло
уноса ...............
Теплотворность шлака
Физическое тепло
шлака.............
Парообразование в во-
дяной рубашке гене-
ратора .............
Потери во внешнюю
среду, прочие потери
и невязка ..........
490 032	71,7
55 760	L* 8,2:
19 339	2,8
31 482	4,6
1036	0,2
25 552	3,7
722	0,1
10 368	1,5-
218	
21 350	3,1
27 726	4,1
683 585 100,0
683 585
100,0
Итого

Итого . . .
1 По высшему пределу.
§ 64. Основные способы получения синтез-газа
Исходным сырьем для получения жидкого топлива путем его
синтеза из окиси углерода и водорода является так называемый
синтез-газ, состоящий в основном из окиси углеродА и водорода,
соотношение между которыми составляет примерно 1 : 2 при син-
тезе на кобальт-торий-магниевом катализаторе, а при применении
железных катализаторов это соотношение приближается к 1 : 1.
Наиболее распространенными способами получения синтез-
газа являются:
1) получение его на основе водяного газа;
2) получение в специальных печах внешнего обогрева;
159
3) получение в печах внутреннего обогрева.
Примерный состав водяного газа (в объемн. %):
СО2	со	н2	сн4	H2S	Ns
4,5	41,0	52,0	0,3	0,2	2,0
Из приведенного состава следует, что соотношение между СО
и Н, в водяном газе составляет 4:5.
Для получения синтез-газа, где соотношение СО : Н2 = 1 : 2,
необходимо увеличить в водяном газе содержание водорода. Для
этого часть полученного водяного газа подвергают конверсии,,
при которой находящаяся в газе окись углерода реагирует с водя-
ным паром по реакции СО -|- Н2О —> СО2 4~ Н2 и относительное
содержание в газе водорода после отмывки углекислоты резко
возрастает.
Исходный водяной газ смешивают с конвертированным в та-
ких соотношениях, чтобы в полученной смеси содержание водо-
рода превышало содержание окиси углерода в два раза, как это
требуется для данного синтез-газа.
В других случаях при наличии коксового газа, в котором
содержание водорода превышает 50%, применяют поддув коксо-
вого газа в генераторы водяного газа, чтобы полученная смесь
газов соответствовала по составу синтез-газу. В целях увеличения
содержания водорода в водяном газе применяют также добавку к
водяному газу сырого водорода, полученного в результате пере-
работки (конверсии) углеводородных газов или при глубоком
охлаждении богатого водородом газа.
При синтезе над железо медными катализаторами требуется,
чтобы в исходном синтез-газе соотношение СО : Н2 составляло
1 : 1. В случае осуществления синтеза в две ступени на вторую
ступень синтеза требуется добавка газа, более богатого СО.
В отдельных случаях синтез над этими катализаторами можно
вести на газе с соотношением водорода к СО более высоким.
. Увеличение содержания окиси углерода в газе, получаемом
в газогенераторах с «кипящим» слоем, возможно при соответствую-
щем повышении температуры процесса газификации. Однако на
практике при таком повышении температуры начинается шлако-
вание в газогенераторе, и процесс нарушается.
Ввиду toj*o, что процесс газификации в «кипящем» слое при
температурах, превышающих 900—1000°, пока не освоен, прибе-
гают к другому способу повышения содержания СО в газе, состоя-
щему в добавке к дутью углекислоты (с избытком), в результате
чего в газогенераторе протекает дополнительная реакция СО3 +
+ С = 2СО и содержание окиси углерода в газе повышается.
Если в паро-кислородном дутье в газогенератор пар пол-
ностью заменить углекислотой, то в получаемом газе отношение
460
CO: H2 = 1:0,3 и содержание СО3 в газе повышается до
38-39%.
В газе, получаемом при паро-кислородном дутье, соотношение
СО : Н, составляет 1 : 1,5 (содержание СО2 в этом газе ~ 25% ).
Таким образом, если перевести часть газогенераторов (при-
мерно 25% их количества) на углекислотно-кислородное дутье,
оставив остальные газогенераторы станции на паро-кислородном
дутье, то при смешении получаемых газов соотношение СО : Н2
в смешанном газе составит 1 : 1, а содержание СО2 в газе достигнет
28—29?6 (т. е. повысится на 3—4%).
При таком способе производства синтез-газа общий расход
кислорода на процесс газификации повышается на 3—4%, расход
пара снижается на 20—25%, а расход углекислоты составит при-
мерно 450 м3 на 1 т исходного топлива.
Вместо перевода части газогенераторов на углекислотно-кисло-
родное дутье возможно также ввести для всех газогенераторов
•станции смешанное паро-углекислотно-кислородное дутье, заме-
нив часть пара в обычном паро-кислородном дутье углекисло-
той.
Получение синтез-газа из твердого топлива в специальных
печах внешнего обогрева представляется в следующем виде (фиг. 61).
Топливо — буроугольные брикеты или неспекающийся куско-
вый уголь — подается из приемных бункеров 1 транспортером 2
в загрузочные бункеры печей 3.
До поступления в печи топливо подвергается сушке дымовыми
тазами в сушильном устройстве печей 4.
Подсушенное и подогретое топливо поступает в печь 5, где
осуществляется процесс сухой перегонки с одновременным полу-
чением водяного газа за счет реагирования образовавшегося раска-
ленного кокса с подаваемым в печь водяным паром.
Необходимое для ведения процесса тепло передается находя-
щемуся в печи топливу через стенку печи горячими дымовыми
газами (т-ра 1300—1350°), которые, пройдя обогревательные каналы
печи, поступают в сушильное устройство печи и затем при тем-
пературе ~250° — в дымовую трубу.
Водяной пар подается внизу печи для охлаждения кокса и
получения при этом водяного газа и в верху печи.
Синтез-газ отбирается несколько выше середины печи. При
этих условиях образующиеся в печи в результате сухой перегонки
топлива газы в смеси с подаваемым с верха печи водяным паром
проходят зону высоких температур, где происходит разложение
углеводородов и дополнительное образование водяного газа.
Полукокс, непрерывно выгружаемый внизу печи, подается на
газификацию в обычные газогенераторы 6 для получения генера-
торного газа, который предварительно очищается от пыли в пыле-
уловителях 7 и затем подается газодувкой 8 при температуре 350°
для сжигания в горелках внизу печи, куда подается также необхо-
димый для горения воздух. При этом образуются указанные выше
дымовые газы, поступающие в обогревательные каналы печи.
11 Зан. № 2242.	161
Сырой синтез-газ, отбираемый из печи при температуре 750°,
пройдя пылеотделитель 9, поступает в котлы-утилизаторы 10,
где за счет охлаждения газа до 250° получается необходимый для
производства водяной пар. Затем синтез-газ для охлаждения
его до 40° и очистки от смолы и пыли проходит трубчатый холо-
дильник 11 и скруббер, орошаемый водой, 12. Дальнейшая очистка
газа осуществляется в электрофильтрах и на установке по очистке
от серы.
Фиг. 61. Схема печей внешнего обогрева для получения синтез-газа.
Производительность батареи печей внешнего обогрева, предста-
вляющей собой блок из 30—40 камер, достигает 20—25 тыс. м3/час
синтез-газа. Основные размеры камеры: высота 10,7 м, длина 4,5 м,
ширина вверху 0,320 м, внизу 0,365 м.
Выход синтез-газа составляет 1300 м3 па 1 т брикета. Расход
тепла на процесс получения синтез-газа составляет 1250 ккал
на 1 м3 синтез-газа и покрывается в основном за счет сжигания
генераторного газа, получаемого при газификации кокса, выход
которого составляет около 25% от загруженного в печь топлива
(брикета).
Ниже приводится примерный состав синтез-газа, полученного
в печах внешнего обогрева:
162
Общее содержание окиси углерода и водорода в газе состав-
ляет 28+56 = 84% при соотношении СО : Н2, равном 1 : 2.
Схема производства спнтсз-газа в печах внутреннего обогрева
приведена на фиг. 62.
Буроугольные брикеты подаются транспортером 15 в бункер,
откуда производится периодическая загрузка брикетов в печь 8
через специальные загрузочные устройства, имеющие два гидрав-
лических затвора и шлюз.
Фиг. 62. Схема печей внутреннего обогрева для получения синтез-газа.
Загруженное топливо, постепенно опускаясь в печи, проходит
зоны сушки (100—200°), полукоксования (200—700°), реакцион-
ную (700—1000°) и охлаждения.
Таким образом, топливо постепенно нагревается до 1000° и при
этом пропсходит процесс сухой перегонки и образование водяного
газа, что в результате приводит к получению синтез-газа.
Нагрев топлива осуществляется, как во всех печах внутрен-
него обогрева, циркуляционным газом, который поступает в печь 8
несколько ниже ее середины подогретым до 1200° в кауперах пли
регенераторах 6 с небольшой добавкой водяного пара (вторичный
пар).
Выходящий в верху печи при температуре ~120° циркуляцион-
ный газ вместе с полученным в результате происходящих в печи
процессов полукоксовым газом и водяными парами проходит
пылеотделитель 2 и смолоотделитель 7 и подается газодувкой 4
в каупер 6, куда подается также водяной пар (первичный пар).
Здесь осуществляется нагрев циркуляционного газа до 1200° с
попутным разложением водяного пара.
Нагрев насадки кауперов происходит за счет сжигания генера-
торного газа, получаемого в результате газификации кокса в
обычных газогенераторах 1. До подачи газодувкой 4 в горелки
И*	163
каупера генераторный газ подвергается очистке от пыли и смолы
в пылеотделителе 2 и скруббере 3, орошаемом водой, а также
подогреву в газоподогревателе 5.
Сырой синтез-газ по выходе из печи, несколько выше ее середины,
направляется для охлаждения и очистки через пылеуловитель 2
в котел-утилизатор 9, скруббер 10, дезинтегратор 11 и конечный
скруббер 12, после чего подается газодувкой 4 для окончатель-
ной очистки в электрофильтры и далее на сероочистную установку.
На фигуре цифрами 13 и 14 обозначены вагонетки для золы,
и полукокса.
Ниже приводятся некоторые данные по печам с внутренним
обогревом.
Размеры печи производительностью 20—25 тыс. м3/час при
расходе брикетов 500 т/сутки: длина 4,3 м, ширина 2,0 м, вы-
сота 12 м.
Выход синтез газа 1200 м3 на 1 т брикета, кокса 20—23?б,
смолы 4,5—5,0%.
Расходные показатели на 1000 м3 синтез-газа: тепла 1000 тыс.
ккал, пара — 0,66 т (в том числе пара со стороны 0,18 т), рас-
ход электроэнергии—35 квт-ч.
§ 65. Получение синтез-газа из природных газов
Природный газ в основном состоит из метана. Так, газы Ел-
шанского газового месторождения (Саратовская обл.) и Дашав-
ского (Украина) имеют следующий состав 1 (в объемн. %):
Газы		Елшан- сное гместо- рождение	Дашавсное место- рождение 1 	Газы	Елшан- свое место- рождение	Дашавсное место- рождение
сн4		93,2	97,8 I	С5Н13 и др. . .	0,5	0,05
С2Н6		0,7	0,5	СО г		—	0,05
С3Н9		0,6	0,2	H,S ......	.—-	—
CjH10	.....	0,6	0,1 ! i	N	  .	4,4	1,3
Таким образом, получение синтез-газа из природного газа
является по существу вопросом конверсии (превращения) метана
в смесь окиси углерода и водорода. Этот процесс подробно описан
в главе IX (см. § 81).
Получение синтез-газа путем конверсии природного газа в
присутствии водяного пара и углекислоты происходит по следую-
щей схеме.
Исходный природный газ направляется в адсорберы с активиро-
ванным углем, где очищается от сернистых соединений. Очищенный
1 При пониженном содержании метана в газе других месторождений
увеличивается содержание преимущественно азота (иногда углекислоты).
Например, газ Ухтинского месторождения содержит 88% мотана и 9,3%
азота, Дагестанского — 86,5% метана, 7,3% углекислоты и 2,2% азота.
164
газ смешивается затем с соответствующими количествами водяного
пара и углекислоты, и реакционная смесь направляется в конвер-
сионную печь (конвертор). Предварительно парогазовая смесь
подогревается в теплообменнике за счет тепла отходящих из конвер-
тора и направляемых в теплообменник продуктов горения ото-
пительного газа, который сжигается в газовой топке конвертора1 *.
В конверторе, который представляет собой систему жароупор-
ных труб, заполненных катализатором, реакционная смесь проходит
сверху вниз через указанные трубы, обогреваемые снаружи для
поддержания температуры реакции в пределах 800—900°.
По выходе из конвертора газовую смесь охлаждают водой,
затем освобождают от углекислоты (например, при помощи раствора
этаноламинов) и в результате получают синтез-газ необходимого
состава.
В зависимости от соотношения компонентов в исходной реакцион-
ной смеси может быть получен синтез-газ с заданным соотношением
СО : Н2.
По имеющимся литературным данным значительный интерес
представляет более экономичный процесс получения синтез-газа
из природного газа методом неполного сжигания метана по реак-
ции 2СН44-02—»2СО-)-4Н24-16060 ккал, которая протекает е большой
скоростью и экзотермична, т. е. не требует подвода тепла извне.
Процесс ведется при температуре порядка 1150° в присутствии
катализатора (или без него), при атмосферном давлении или при
давлении 10—20 ат.
На экономику процесса оказывает большое влияние стоимость
кислорода, расход которого, как это следует из реакции, значите-
лен.
§ 66. Транспорт и хранение газов
Получаемые горючие газы подаются потребителю системой га-
зопроводов, проложенных под землей или на поверхности — на
колоннах или кронштейнах по стенам цехов. Скорости газа в газо-
проводах принимаются обычно 8—12 м/сек.
Для определения диаметра газопроводов существуют различные
формулы.
1. Для газопроводов небольшой протяженности, когда раз-
ность давления (перепад) в начале и в конце газопровода состав-
ляет не более 400 мм вод. столба:
/Н D&
—м3 */сек,
где D — искомый диаметр газопровода в м:
Q — секундный расход газа в м3/сек',
1 После теплообменника продукты горения поступают в котел-утили-
затор для получения водяного пара. Возможно также осуществить пред-
варительный подогрев исходной парогазовой смеси за счет теплообмена с
горячими продуктами реакции.
165
Нт — потеря давления (перепад) газа в мм. вод. столба;
L — длина газопровода в м:
S — уд. вес газа по отношению к воздуху.
2. Для дальних газопроводов при значительном перепаде дав-
ления в начале и в конце газопровода:
8	________
Q = 38200 D 3 J/^ -7—7—^- м3)сек,
где D — искомый диаметр газопровода в м\
Q — секундный расход газа в м3)сек'.
Рг и jP2 — давление газа в начале и конце газопровода в кг/см2;
L — длина газопровода в м;
Т — абсолютная температура газа:
б” — уд. вес газа по отношению к воздуху.
Подставляя в формулы известные данные, можно вычислить
диаметр газопровода для передачи газа.
Для хранения газа применяются особые резервуары — газ-
гольдеры.
Различают два основных типа газгольдеров — мокрые и сухие.
Мокрый газгольдер представляет собой герметический желез-
ный колокол, края которого погружены в водяной бассейн, чем
создается гидравлический затвор. Под колокол подводятся две
трубы, по одной из которых газ поступает в газгольдер, а по дру-
гой отводится. При заполнении газгольдера газом колокол подни-
мается, а при заборе газа опускается.
Мокрые газгольдеры большой емкости, кроме основного коло-
кола, имеют еще несколько (до пяти) цилиндрических звеньев,
соединенных с колоколом и между собой посредством гидравли-
ческих затворов, расположенных по всей окружности колокола и
звеньев. Такие газгольдеры называются телескопическими.
Сухие газгольдеры не имеют водяного бассейна и представляют
собой закрытый вертикальный многогранный или цилиндрической
формы резервуар, внутри которого движется особый поршень—
шайба, плотно прижатая к стенкам резервуара. Шайба играет
роль колокола и при заполнении газгольдера газом поднимается,
опускаясь затем при заборе газа из газгольдера.
Сухие газгольдеры строятся на емкость до 500 тыс. л«3, и стои-
мость их ниже, чем мокрых, особенно при больших емкостях.
Кроме описанных газгольдеров, существуют также газгольдеры
высокого давления или постоянного объема в отличие от мокрых
и сухих газгольдеров переменного объема, зависящего от положе-
ния в данный момент колокола или шайбы.
Газгольдеры высокого давления представляют собой цилиндри-
ческие или шаровой формы резервуары емкостью до 5000 м3, куда
закачивается т аз под давлением 4—5 ат, в то время как в газ-
гольдерах переменного объема давление не превышает 200—300 мм
вод. столба.
1бв
§ 67. Контроль производства
Для управления и регулирования процесса газификации, учета
я оценки производства производятся нижеследующие определе-
ния и измерения: 1) количества и качества топлива; 2) количе-
ства, температуры, давления и качества получаемого газа; 3) дав-
ления дутья и количества подаваемого пара; 4) содержания горючих
в шлаке; 5) состояния зон в газогенераторе.
Количество загружаемого топлива определяется путем взвеши-
вания угля перед подачей в бункеры или путем подсчета количе-
ства подаваемых вагонеток с углем, средний вес которого в ваго-
нетке заранее известен.
Для определения качества топлива ведется систематический
анализ его на содержание влаги, золы, летучих и мелочи. Кроме
лого, периодически производится элементарный анализ топлива.
Количество газа определяется при помощи диафрагмы или
шайбы, устанавливаемой на прямолинейном участке газопровода.
Для суждения о качестве газа определяют содержание в нем угле-
кислоты, кислорода, окиси углерода и водорода и иногда метана,
для чего пользуются газоанализаторами разных типов. Тепло-
творность газа определяется калориметрами — ручными или авто-
матическими. Температура газа измеряется пирометром на выходе
газа из газогенератора, где устанавливается также U-образный
манометр для замера давления газа.
Давление подаваемого воздуха (дутья) измеряется U-образным
манометром, а расход пара — дроссельным прибором, присоеди-
ненным к дифференциальному манометру. О количестве подавае-
мою пара можно также судить по температуре и количеству паро-
воздушной смеси.
Содержание горючих в шлаке определяется путем прокали-
вания навески из средней пробы шлака. Потеря.в весе при прока-
ливании, отнесенная к сухой массе навески, принимается за углерод.
Для определения состояния зон в газогенераторе производят
замеры положения верхнего горизонта слоя топлива и высоты
отдельных зон посредством железных штанг, опускаемых в газо-
генератор через шуровочные отверстия.
Введенная на несколько минут в газогенератор штанга нагре-
вается неравномерно и после ее извлечения из газогенератора
можно видеть, что разные участки штанги имеют разный накал:
нижний участок — темный и длина его соответствует толщине
шлаковой подушки; следующий участок — раскаленный — ука-
зывает высоту зоны горения; затем менее раскаленный участок
показывает высоту зоны восстановления и т. д.
§ 68. Техника безопасности
Для обеспечения безопасности работ и противопожарной без-
опасности газогенераторных цехов, кроме общих правил по технике
безопасности, необходимо соблюдать специальные правила, отно-
167
сящиеся к взрывоопасным цехам, учитывая, что при известном
соотношении генераторного или водяного газов с воздухом образу-
ются взрывоопасные газовые смеси (см. § 53).
Необходимы также тщательный контроль, соблюдение специаль-
ных правил и принятие предохранительных мер для предупрежде-
ния отравления персонала такими сильно ядовитыми газами, как
окись углерода и сероводород, входящими в состав горючих
газов.
В частности, необходимы наблюдение за герметичностью аппа-
ратуры и газопроводов (испытание на плотность при монтаже и
наблюдение при эксплуатации) и устройство системы усиленной
вентиляции производственных помещений.
Глава VIII
ПОЛУЧЕНИЕ ОЧИЩЕННЫХ ГАЗОВ
I 69. Охлаждение, осушка и очистка газа
По выходе из генератора газ, температура которого достигает
для маловлажных топлив 600—650°, содержит разные примеси
(пыль, смолу, влагу, сероводород и др.), загрязняющие газ и препят-
ствующие рациональному его использованию и передаче по газо-
проводам.
Содержание пыли и смолы в генераторном газе колеблется в
пределах 10—15 г/лс3, увеличиваясь при газификации отдельных
видов топлива, например подмосковного угля, до 30—45 с/.и3.
Содержание влаги в газе достигает 100 г/.и3 при-газификации
антрацита и каменных углей, 400 с/.и3 — для бурых углей и
500 г/.и3 — для торфа.
Охлаждение, осушка и первоначальная очистка газа от пыли и
смолы производятся на газогенераторных станциях в скрубберах,
орошаемых водой, т. е. в холодильниках непосредственного дей-
ствия (с хордовой насадкой, насадкой из колец или из крупных
кусков кокса). Эти аппараты не отличаются от ранее рассмотренных
в главе V.
На газогенераторных станциях применяются также трехсту-
пенчатые скрубберы или скрубберы-насытители, которые, кроме
основной задачи — охлаждения газа, выполняют дополнительную
функцию насыщения водяными парами воздуха, поступающего на
дутье. При этом в скруббере используется физическое тепло горя-
чего газа, в том числе скрытая теплота содержащихся в газе водя-
ных паров.
На фиг 63 показано устройство трехступенчатого скруббера.
Тремя сплошными перегородками 4, 5 и 6 скруббер разделяется
на три самостоятельные камеры 7, 2 и 3, заполненные насадкой.
Газ поступает во 2-ю камеру, где охлаждается стекающей по
насадке водой. Нагретая вода по переливу 7 поступает в 3-ю камеру,
стекает по насадке и насыщает при этом водяными парами воз-
дух, который затем направляется на дутье в газогенератор. Охла-
жденная вода стекает из 3-й камеры в сборник 8, откуда подается.
16Н
бера.
насосом снова на орошение насадки 2-й камеры. Частично охла-
жденный газ переходит из 2-й в 1-ю камеру, где окончательно охла-
ждается поступающей на орошение насадки водой из градирни.
Нагретая в 1-й камере вода направляется в градирню для охла-
ждения с целью повторного использования. Первый цикл воды —
2-я камера —- 3-я камера — сборник для охлажденной воды —
насос — 2-я камера — называется горячим циклом скруббера в
отличие от холодного цик-
ла: 1-я камера — градир-
ня — насос — 1-я ка-
мера.
В скрубберах наряду
с основным процессом —
охлаждением и осушкой га-
за — осухцествляется пред-
варительная (полутонкая)
мокрая очистка газа от пы-
ли и смолы.
Для более тщательной
очистки газа применяют
центробежные промывате-
ли, так называемые дезин-
теграторы, действие кото-
рых основано не на кон-
денсации, а на механиче-
ских принципах.
Разрез промывателя-
дезинтегратора представ-
лен на фиг. 64.
На быстро вращающий-
ся вал а насажен диск б
с лопатками в. В аппарат подается по трубкам д промывная жид-
кость — смола (для бессмольного газа — вода), попадающая в дырча-
тый конус е, благодаря вращению которого смола (или вода) разбрыз-
гивается в пространстве внутри кожуха з. Брызги смолы, попадая
между вращающихся в и неподвижных, прикрепленных к кожуху
лопаток ж, разбиваются на мельчайшие капельки. Эти капельки сме-
шиваются с поступающим в аппарат газом г и вымывают содержа-
щиеся в нем частички смолы и пыли. В результате уплотненные и
увеличенные частички отбрасываются к периферии кожуха, откуда
и удаляются через трубки и в смолосборник. Газ выходит из аппа-
рата через патрубок л под некоторым давлением (до 500 мм вод.
столба), которое создается в основном лопатками к.
Таким образом, дезинтегратор является одновременно и газо-
дувкой.
Выходящий из дезинтегратора газ увлекает за собой значитель-
ное количество смолы в виде капель. Поэтому газ пропускается
через каплеуловитель, заполненный насадкой, где происходит
освобождение газа от увлеченных капель смолы.
70
Дезинтеграторы являются достаточно простыми и надежными
•аппаратами для тонкой очистки газа от смолы и пыли. Недостаток
их заключается в необходимости больших затрат электроэнергии,
которые достигают 4—-6 квт-ч на 1000 ж3 очищаемого газа. Если
учесть, ^гго часть электроэнергии расходуется на создание полез-
ного давления газа, то непосредственно на очистку газа расходуется
3—5 квт-ч на 1000 ж3.
Фиг. 64. Схематический разрез промывателя-дезиптегратора.
Степень очистки газа дезинтегратором недостаточна для синтез-
газа.
Для более тонкой очистки газа от пыли и смоляного тумана при-
меняются электрофильтры, ранее описанные в § 35.
§ 70.	Другие методы сухой очистки газа от пыли
Очистка газа от пыли в дезинтеграторах и электрофильтрах
применяется в тех случаях, когда необходимо тщательно очистить
газ.
Но бывают случаи, когда нет необходимости в тонкой очистку
и можно ограничиться содержанием в очищенном газе пыли в коли-
честве до 1,5 г/нм3 (грубая очистка) или 0,1—1,0 г]нм3 (полу-
тонкая сухая очистка).
Грубая очистка газа от пыли допускается при необходимости
передачи газа (обычно горячего) только по коротким большого
течения и неразветвленным газопроводам.
171
Для грубой очистки применяется пропуск газа через осади-
тельные пылевые камеры, действие которых основано на осаждении
частиц пыли из проходящего через эти камеры газа благодаря
изменению его скорости или изменению направления потока газа
при устройстве в камерах неподвижных перегородок. Скорость
газа в пылеуловителях не должна превышать 0,5—0,7 м/сек при
времени пребывания газа в камере 3—4 сек.
Для более совершенной полутонкой очистки газа от пыли при
необходимости передачи газа по длинным разветвленным газо-
проводам применяются циклоны и батарейные циклоны (мульти-
циклоны), действие которых основано на следующем: газ со ско-
ростью 10—20 м/сек входит в циклон у стенки его и приобретает
вращательное движение. Взвешенные в газе частицы пыли от дей-
ствия центробежной силы отбрасываются к стенке циклона и,
потеряв свою живую силу (благодаря трению о стенки), выпадают
в нижнюю часть циклона.
Батарейные циклоны представляют собой группу в 120 и более
циклонов малого диаметра, соединенных параллельно в секции.
Мультициклоны дают значительно лучшие результаты очистки
газа, чем простые циклоны.
§ 71.	Осушка газа жидкими поглотителями
При охлаждении горячего сырого газа в холодильниках про-
исходит, как отмечалось выше, конденсация находящихся в газе
водяных паров и удаление их из газа, который таким образом осу-
шается.
Однако иногда возникает необходимость в специальной глу-
бокой осушке газа (обычно при дальней газопередаче).
В этих случаях охлаждение газа в обычных водяных холо-
дильниках недостаточно, и дополнительная осушка газа осуще-
ствляется путем промывки его специальными растворами, интен-
i ивно поглощающими влагу. Такими растворами являются вод-
ные растворы диэтиленгликоля О(СН2 — СН2 . ОН)2 или хлори-
стого кальция (СаС12).
Процесс осуществляется в тарельчатой колонне, где поступаю-
щий снизу колонны газ промывается противотоком раствора ди-
этиленгликоля .
Регенерация раствора, т. е. освобождение его от поглощенной
им влаги, производится в другой тарельчатой колонне с кипятиль-
ником, где в результате нагрева из раствора испаряется поглощен-
ная влага, а раствор диэтиленгликоля (температура кипения послед-
него 244,5°) после охлаждения снова направляется в верхнюю часть
первой колонны.
Раствор хлористого кальция менее эффективен, чем раствор
диэтиленгликоля, и, кроме того, он оказывает разъедающее дей-
ствие на металлическое оборудование установки.
В некоторых случаях для осушки газа применяются твердые
поглотители, главным образом активированная окись алюминия_
172
§ 72.	Сернистые соединения в горючих газах
При сухой перегонке или безостаточной газификации угля
или другого топлива содержащаяся в последнем сера переходит
частично в образующиеся при этих процессах горючие газы.
Так, при коксовании угля в газ переходит 25—30% серы, содер-
жащейся в угле, при получении водяного газа — около 45% серы
угля переходит в газ.
В состав горючих газов как искусственных, так и природных
«ера входит главным образом в виде сероводорода (H2S). Органи-
ческие сернистые соединения в газах составляют примерно 4% от
количества серы в исходном угле и в редких случаях этот процент
поднимается до 15—20.
Обычно органические сернистые соединения бывают в газах
в виде сероуглерода (CS2), сероокиси углерода (COS), тиофена
(C4H4S), меркаптанов (CH3SH илиС2Н5ЗН), тиоэфиров (CJHhn + i^S,
дисульфидов (C2H5)2S.
Данные по содержанию сернистых соединений в некоторых
горючих газах приведены в табл. 30 и 31.
Таблица Зв
Содержание сероводорода в горючих газах
Виды газов
Содержание HaS
в объемн. %
Коксовый ..............
Иолукоксовый .....
Генераторный...........
Водяной............  .
Бакинские (природные) .
Ишимбаевские (природные)
Бугурусланские ....
0,40
0,5 -1,2
0,17—0,30
0,20—0,40
0,02-0,50
4,00—6,00
0,80—1.20
Сероводород — бесцветный газ с характерным неприятным запа-
хом, который различается человеком с нормальным обонянием
уже при содержании H2S в воздухе 0,001—0,002% (объемн.).
Индикатором, обнаруживающим сероводород, является смоченная
раствором уксуснокислого свинца фильтровальная бумажка, кото-
рая при соприкосновении с газом, содержащим H2S, окрашивается
(темнеет).
С воздухом сероводород образует взрывчатые смеси при содер-
жании в них сероводорода от 4,3% (нижний предел) до 45,5%
(верхний предел).
Растворимость сероводорода в воде характеризуется следую-
щими цифрами: один объем воды поглощает 4,67 объема H2S при
0°, 2,58 объема при 20° и 0,81 — при 100°.
Молекулярный вес сероводорода — 34,08, а вес 1 м3 — 1,521 кг
(при 0° и 760 мм рт. столба).
173
Таблица ЗТ
Содержание органических сернистых соединений в горючих газах
Наименование газа	Содержание ;	органических сернистых соединений				
	H2S ; I всего	cs2	cos	C4H4S	меркап- таны
Неочищенный
синтез-газ (при гази-
фикации угля) . . .
94—97% 3-6%
I от общей серы
Водяной (из малосер- |
нистого кокса) . . . .325 лгг/.и3; —
Водяной (из антрацита)
2500—
8000
мг/м3
Каменноугольный (кок-
совый) .........  .
200
мг S.u3
500
мг S/ж3
i
90—95%	__	_
ОТ !	(
органц-!
ческой	*
серы
27	55	—
мг S/м3 ' мг S/.w3
 40—Ю0 — 20—40
мг S/.n3	мг S/m3
50—70 % 10-20 % i 10—20 % 5—10 %,
от общей органической серы
Сероводород сильно ядовит и при содержании в воздухе 0,06—
0,15% вызывает смерть человека через 2—15 мин.
Известно также вредное действие сероводорода на стенки метал-
лических газопроводов и аппаратуры. Разъедание (коррозия)
металла усиливается при одновременном содержании в газе серо-
водорода, кислорода и влаги, а также с увеличением давления
газа.
При сжигании содержащего сероводород газа в бытовых нагре-
вательных приборах (газовые плиты и др.) и в промышленных
топках образующийся и выделяющийся с дымовыми газами
сернистый газ (SO2) оказывает вредное действие не только на
растительность и живые организмы, по и на здания и сооруже-
ния.
При каталитических процессах синтеза из газов содержащиеся
в последних сероводород и органические сернистые соединения
постепенно отравляют катализаторы, что приводит к необходи-
мости их регенерации или замене катализаторов свежеприготовлен-
ными.
Из всего сказанного следует, что горючие газы, применяемые
в быту и промышленности, должны быть предварительно очищены
от сероводорода для удовлетворения санитарных и производствен-
ных требований. Применяемые для каталитических процессов го-
рючие газы должны быть, кроме тою. очищены от органических
сернистых соединений.
174
Отметим, что согласно существующим требованиям содержание
сероводорода в бытовом газе не должно превышать 2 г на 100 .и®
газа, а общее содержание сернистых соединений в газе для синтеза
бензина не должно превышать 0,1—0,2 г на 100 .и3 газа.
§ 73.	Промышленные способы обессеривания газа
Очистка газа от сероводорода. Существующие
в технике способы очистки газа от сероводорода можно разделить на
две группы:
1) сухие способы очистки, основанные па применении твердых
реагентов;
2) мокрые способы, где для очистки применяют жидкие ре-
агенты — растворы.
Твердые вещества, применяемые при очистке, могут удалять из
газа сероводород, вступая с ним в химическое взаимодействие, или
путем непосредственного поглощения (адсорбции) сероводорода
как такового.
Примерами твердых реагентов первого рода являются гидрат
окиси железа [Fe (ОН)3], входящий в состав болотной руды, и га-
шеная известь.
Происходящие при очистке газа от сероводорода химические
реакции представляются в следующем виде:
2Fe (ОП)3 + 3H2S = Fe2S3 + 6Н2О,
2Fe (ОН)3 + H2S = 2Fe (ОН)2 + S + 2Н»О,
Са (ОН)2 + H2S = CaS + 2Н2О.
Для очистки газа от сероводорода адсорбционным методом при-
меняют активированный уголь, который поглощает находящийся
в газе сероводород и каталитически воздействует на окисление
последнего кислородом воздуха (добавляемого к газу) до элемен-
тарной серы по реакции 2H2S + О2 -> 2Н2О + 2S.
Удаление из газа сероводорода путем промывки газа жидкими
реагентами (метод абсорбции) производится различными способами
в зависимости от состава применяемых для промывки газа жид-
костей — растворов.
Ниже приводятся химические реакции, которые имеют место
при применении разных растворов, вступающих в реакцию с серо-
водородом.
1.	Раствора кальцинированной соды:
Na.2CO34-H2S ft NaHS-)-NaHC03.
2.	Раствора поташа:
К2СО3 + H2S ft K.HS + кнсо3.
3.	Раствора известкового молока:
Са (ОН)2 + 2H2S ft Са (HS)2 + 2Н2О.
176.
4.	Раствора фенолята натрия:
C6HsONa + H2S й NaHS + С6Н5ОН.
5.	Раствора этаноламинов:
(С2Н-О)2 NH + H2S (СаН5О)2 nh2hs.
6.	Раствора мышьяково-содовой или мышьяково-аммиачной
соли:
Na4 • As2S5O2 + H2S = Na4As2S6O 4- H2O,
Na3 • AsOS3 + H,S = Na3AsS4 4- HaO
или
(NH4)3 AsOS3 + H2S = (NH4)3 AsS4 + H2O.
7.	Содового раствора, в котором суспендирован гидрат окиси
железа:
H2S 4- Na2CO3 = NaHS 4- NaHCO3,
3NaHS4-3NaHCO3 4- 2Fe (OH)3 = Fe2S3 4- 3NaaCO3 4- 6H2O.
8.	Раствора щелочных солей аминокислот (алкацидный спо-
соб):
COOK	СООН
I	I
СН3 — NH —CH — СН34- H2S - СН3 — NH — СН — СН3 4- KHS.
Для того чтобы метод очистки газа от сероводорода был техни-
чески и экономически целесообразен, т. е. имел промышленное
значение, важно не только найти реагент, который удалял бы
сероводород из газа; необходимо также, чтобы из новых соедине-
ний, полученных в результате взаимодействия данного реагента
с сероводородом, можно было без особых трудностей и больших
потерь вновь получить первоначальный реагент для повторного
(многократного) направления на очистку газа. Большое экономи-
ческое значение имеет также возможность получения при очистке
газа ценных отходов (большей частью в виде серы).
Очистка газа ст органических сернистых
соединений. Для очистки газов от органических сернистых
соединений существуют следующие методы: 1) каталитический,
2) адсорбционный, 3) очистка поглотительными массами.
Сущность каталитического метода очистки заключается в пере-
воде органических сернистых соединений в форму сероводорода
при повышенной температуре (в пределах 300—450°) в присутствии
катализатора и с участием водорода. Происходящие при очистке
химические реакции представляются в следующем виде:
CS24-4H2 — 2H2S 4- СН4,
CS2 4- 2Н2 = 2H2S 4- С.
Находившийся в газе сероводород должен быть предварительно
удален, а вновь образующийся при указанных выше реакциях
176
каталитической очистки сероводород удаляется из газа путем
вторичной очистки.
В качестве катализаторов применяются соединения железа и др.
При адсорбционном методе очистки газа от органических сер-
нистых соединений применяется активированный уголь специаль-
ных марок.
Другой метод очистки газа от органических сернистых соеди-
нений характеризуется применением для очистки специальных
масс, непосредственно поглощающих серу. В качестве таких масс
можно назвать поглотительную массу, приготовленную на основе
болотной руды и огарков сернокислотных заводов, массу — на
основе природных железных руд (сидерит, болотная руда и др.),
активированных едкими щелочами.
На германских заводах наибольшее распространение получила
специальная масса (так называемая лаута-масса), являющаяся
отходом при получении глинозема из бокситов. Примерный состав
этой массы (в %):
Fe,O3 ...................50,0
SiO,......................4,5
А1,О3 ....................11,2
TiO3...................7,8
CaO ..................8,9
Na2O.............3,4
MgO . ...........1,2
MnO ..............0,11—0,29
S03...............0,8—0,1
P2O5 ..............0,34—0,8
Свежая масса содержит 50—54% влаги.
Очистка газа производится в две ступени:
1)	грубая очистка от сероводорода при температуре 20—30°;
2)	тонкая очистка массой с добавкой кальцинированной соды
при 125—260°; при этом насыщение очистной массы серой дости-
гает 5—894 и расход массы составляет 1,3 кг на 100 м9[час газа
Для успешного протекания процесса необходима предваритель-
ная очистка газа от конденсата, содержащего ароматику и смоло-
образователи, для чего на пути газа ставят адсорберы с активиро-
ванным углем.
В качестве примеров ниже приводятся описания технологиче-
ских схем и основной аппаратуры, применяемых при очистке газа
от сероводорода методами сухой очистки болотной рудой и актив-
ным углем, мокрой очистки растворами мышьяковых солей (тай-
локс-процесс) и растворами этаноламинов.
§ 74.	Очистка газа от сероводорода болотной рудой
(гидратом окиси железа)
Из сухих методов очистки газа от сероводорода наиболее ста-
рым и распространенным является метод очистки болотной рудой,
который позволяет очистить газ до остаточного содержания в нем
сероводорода — 0,02 а на 1 .и3 газа и ниже.
Примерный состав болотной руды характеризуется следующими
данными (в %):
Fe2O3 ................... 30—75 (в виде гидрата)
Al203 + Si0s...............7-14
CaCO3-|-MgCO3............3—5
Вода и др................10—25
12 Зан.
177
Для очистки газа применяется масса, состоящая из крупно-
размолотой болотной руды, к которой добавляется небольшое
(0,5%) количество извести и древесные опилки. Последние доба-
вляются в количестве, равном объему руды, и они служат для
разрыхления массы и уменьшения ее сопротивления при прохожде-
нии газа. Массу смачивают водой до влажности 30—40%. Вес 1 .иа
массы составляет обычно 800—900 кг.
При очистке газа имеют место следующие реакции:
2Fe(OH)3-f-3H2S = Fe2S3-f-6H2O-f-14,9 ккал  (основная реакция),
2Fe (ОН)3 -f- H2S = 2Fe (ОН)2 + S+2H2O,
2Fe (ОН)3 + 2H2S = 2FeS+4H2O.
Фиг. 65. Решетка очистного ящика.
Таким образом, происходит
поглощение из газа сероводо-
рода и образование сернистого
железа. Оптимальная темпера-
тура процесса 25—35°.
Очистная масса помещается
на деревянные решетки (фиг.;65),
расположенные в герметических
ящиках, через которые пропу-
скается газ (фиг. 66).
Ящики делают чугунные,
клепанные из котельного желе-
за, покрытого пековым лаком,
и железобетонные, покрытые за-
щитным асфальтовым слоем.
Длина и ширина ящиков до-
стигает 9 .и, а высота 5 м.
В ящик помещают от двух до
шести горизонтальных решеток
с очистной массой слоем 300—400 мм, и он закрывается крышкой,
причем для герметичности применяется гидравлический или
сухой затвор. В последнем случае применяется резиновая про-
кладка или пеньковый жгут и крышка плотно прихватывается
болтами.
Газоочистительная установка состоит обычно из четырех ящи-
ков, через которые последовательно проходит газ со скоростью
8—15 мм[сек. Последний по ходу газа ящик является контроль-
ным и процесс ведется так, чтобы в этот ящик поступал из третьего
ящика газ, уже достаточно очищенный, что определяется полоской
бумаги, смоченной раствором уксуснокислого свинца и помещен-
ной в струю выходящего из пробного краника газа; цвет этой по-
лоски не должен изменяться в течение 1 мин.
Если третий ящик начинает пропускать сероводород, тогда
необходимо в первом ящике регенерировать очистную массу или
заменить ее свежей, и этот ящик соответствующими переключе-
ниями делают последним по ходу газа, т. е. четвертым.
178
Для регенерации очистной массы к очищаемому газу добавляют
некоторое количество воздуха и водяного пара, что приводит к
окислению сернистого железа по следующей реакции:
2Fe2S3 + 3O24-6H2O =»4Fe (ОН)34- 6S-f-290 ккал.
Добавка воздуха производится из такого расчета, чтобы содер-
жание кислорода в очищенном газе не превышало 0,3—0,5%.
После регенерации масса снова пригодна для поглощения серо-
водорода. После 10—12 повторных регенерации содержание серы
в массе достигает 50—60%; масса становится малопригодной для
дальнейшей очистки и ее заменяют свежей.
Фиг. 67. Вставная коробка-
царга сероочистной башни.
Отработанная, обогащенная серой масса используется взамен
колчедана для сернокислотного производства.
Вместо болотной руды для сухой сероочистки часто применяют
бокситовые отходы от алюминиевого производства (называемые
иногда массой «Люкс»), в которых содержание Fe,O3 достигает
50—55%.
Количество очистной массы во всех четырех ящиках сероочист-
ной установки составляет примерно 100 л/3 на 1000 м3 очищае-
мого газа в час.
Вследствие большой громоздкости установок с сероочистными
ящиками последние заменяют (при необходимости очистки
20 тыс. м3 и более газа в час) башнями, представляющими собой
вертикальные цилиндры, заполненные рядом вставных железных
коробок — царг (см. фиг. 67), в каждой из которых на деревян-
ных решетках располагаются два слоя газоочистной массы. Диа-
метр таких башен достигает 5,5—7,5 м (до И м), а высота 10—
16 м. Башни соединяются в блоки по 4 шт., и газ проходит через
башни последовательно. Количество очистной массы в каждой
башне достигает 600 т (влажность массы перед загрузкой в
башни — до 50%).
Царги имеют в центре круглое отверстие — цилиндрический
канал, так что наложенные в башне одна на другую царги образуют
центральную распределительную трубу для газа, который поступает
параллельно в каждую царгу, и после очистки выходит по перифе-
12*	179
рии в зазор между стенками корпуса башни и царг. Загрузка и вы-
грузка царг из башен производится специальным краном, обслужи-
вающим всю серочжистную установку, которая при больших разме-
рах производства может состоять из нескольких блоков.
По данным одной из действующих башенных установок в ре-
зультате очистки газа первоначальное содержание в нем сероводо-
рода до 1 г/.и3 снижалось после очистки до 0,001—0,004 г/м3.
Преимуществом описанного способа очистки газа является про-
стота технологического процесса и высокая степень извлечения
сероводорода из газа. Недостатками способа являются периодич-
ность процесса, громоздкость и крупные размеры сооружений,
что вызывает большой расход металла и увеличенные капитальные
затраты. К недостаткам способа надо также отнести малую цен-
ность извлеченной из газа серы, которая, находясь в тесной смеси
с отработанной газоочистной массой, может быть использована
только как заменитель природного серного колчедана на серно-
кислотных заводах.
Способ сухой очистки газов гидратом окиси железа применяется
обычно при содержании сероводорода в газе около 0,5%, а при бо-
лее высоком содержании сероводорода прибегают первоначально
к более производительным мокрым процессам, т. е. очистке газа
растворами соответствующих реагентов. (мышьяковых солей, эта-
ноламинов и др.).
§ 75.	Очистка газа от сероводорода активированным углем
и*’
Этот способ основан на том, что активированный уголь при
пропускании через него газа адсорбирует содержащийся в газе серо-
водород. Одновременно уголь при добавке к газу небольшого коли-
чества воздуха (или кислорода) каталитически воздействует на
окисление поглощенного сероводорода с получением при этом
элементарной серы:
2H2S + 02->2H20 4-2S.
Добавление воздуха или кислорода производят из расчета со-
держания кислорода в газе на выходе из очистки не более 0,1%.
Температура при адсорбции не должна превышать 40°.
Выделившаяся сера забивает поры активированного угля, посте-
пенно снижая его активность.
Регенерация угля производится обработкой его раствором сер-
нистого аммония, который экстрагирует серу из пор угля с обра-
зованием полисульфидов:
(NH4)2S + nS->(NH4)aS„+1.
При нагревании раствора полисульфидов происходит их раз-
ложение по реакции
(NH4)2 Sn+1->2NH3 4- H2S + nS.
180
Выделившиеся при нагревании аммиак и сероводород и водя-
ные пары охлаждаются, в результате образуется исходный раствор
сернистого аммония:
2NH3 + H2S—>(NH4)2 S,
который снова употребляется для регенерации угля.
Регенерированный уголь после извлечения адсорбированной
серы и продувки паром (для удаления остатков раствора сернистого
аммония) снова применяется для газоочистки. Расход активиро-
ванного угля (т. е. потери его при регенерации) составляет 10—
12 кг на 1 т серы и более.
Сера, выпадающая из раствора полисульфидов при его нагре-
вании, плавится и выпускается в изложницы (формы), либо вы-
деляется в виде крупнокристаллического осадка, который подвер-
гается затем фильтрации и промывке. Выход элементарной серы
при регенерации угля достигает 95% от содержания в газе.
При очистке газа активированным углем сероводород удаляется
почти полностью, а органические сернистые соединения удаляются
на 25—30%.
Преимуществами способа очистки газа активированным углем
являются высокая степень извлечения сероводорода с одновремен-
ным извлечением из газа части органических сернистых соединений,
а также возможность получения товарной серы высокого каче-
ства.
К недостаткам данного способа относятся: периодичность про-
цесса, вызывающая громоздкость сероочистной установки, необ-
ходимость крупных затрат на приобретение значительного коли-
чества активированного угля для первоначальной загрузки системы
и возможность применения способа лишь для очистки малосерни-
стого газа, в котором содержание сероводорода не должно превы-
шать 3—5 г/м3.
Таблица 32
Расходные показатели при очистке газа активированным углем
		На 1000 нм*
Показатели	серы	газа
Пар высокого давления, т		2,2	0,08
» низкого	»	т		2,7	0,085
Электроэнергия, квт-ч		46	0,10
Вода, м3 			500	1,60
Активированный уголь, кг		18	0,10
Кислород, нм3 			—	1,70
В табл. 32 приводятся основные расходные показатели одной
крупной установки для очистки газа (400 000 нм3/час) активиро-
ванным углем при первоначальном содержании сероводорода в
газе 5—6 г)нм3.
181
§ 76.	Очистка газа от сероводорода раствором мышьяковых солей
По этому методу газ промывается раствором мышьяково-содо-
вой или мышьяково-аммиачной соли, в результате чего происходит
поглощение сероводорода и частично (12—14%) органических сер-
нистых соединений.
Затем раствор направляется на регенерацию, в ходе которой
из него выделяется сера в виде серной пены; по отделении послед-
ней раствор возвращается на поглощение сероводорода. Серная
пена перерабатывается на серную пасту, которая затем плавится
с получением черенковой серы.
Химизм процесса заключается в следующем:
реакция поглощения сероводорода
Na4As2S5O2 + H2S ->Na4As2S6O + Н20;
реакция регенерации раствора воздухом
2Xa4As2S6O 4- О2—>2Na4As2S5O2 -f- 2S.
Свежий поглотительный раствор содержит мышьяковую соль
Na2HAsO3, которая получается в результате совместного растворе-
ния соды и белого мышьяка по реакции:
2Na2CO3 + As2O3 + Н2О = 2Na3HAsO3 + 2СО2.
Переход соли Na2HAsO3 в оксисульфомышьяковый натрий
Na4As2S3O2 происходит в результате «созревания» раствора при
процессах промывки газа и регенерации раствора, т. е. в процессе
поглощения сероводорода и окисления воздухом.
В нормальном поглотительном растворе содержание As2O3
составляет 5—10 з/л, a Na2CO3 — 7—14 г/л.
Технологическая схема и аппаратура
процесса очистки. Подлежащий очистке от сероводорода
газ пропускается через абсорбер диаметром 3.0—6,0 м и высотой
18—30 м, с хордовой насадкой, орошаемой поглотительным рас-
твором. Очищенный газ выходит сверху абсорбера. Раствор с погло-
щенным сероводородом по его выходе внизу абсорбера забирается
насосом и прокачивается через трубчатый паровой подогреватель, где
раствор подогревается для поддержания постоянной температуры
процесса 40°. Затем раствор поступает в регенератор — цилиндр диа-
метром 1,6—2,0 м и высотой 25—40 м с дырчатыми тарелками вну-
три, заполненный раствором на высоту 20—30 м. Снизу в регенера-
тор подается сжатый до 3—4 ат воздух из расчета 6 мг)кг серы.
Воздух проходит пузырьками через раствор, который благо-
даря этому регенерируется и затем снова направляется на промывку
газа в абсорбер.
Выделившаяся в регенераторе сера в виде серной пены всплы-
вает с пузырьками воздуха и переливается в кольцевой резервуар,
окружающий вверху регенератор.
Отсюда серная пена стекает в сборник, где она уплотняется и
поступает в вакуум-фильтр. Отфильтрованный раствор стекает
в вакуум-сборник, откуда по отделении воздуха раствор возвра-
щается в поглотительный цикл, т. е. в абсорбер.
132
Оставшаяся в фильтре сера промывается водой и затем в виде
влажной пасты загружается в автоклав, куда поступает острый
пар (4 ат). Сера при этом плавится, отстаивается от воды, затем
подогревается глухим паром и спускается в изложницы, где засты-
вает, давая так называемую черенковую серу — товарный продукт.
Вода от промывки серы в ва-
куум-фильтре и водяной конденсат
из автоклава направляются в по-
глотительный цикл.
Принципиальная схема процес-
са поглощения сероводорода и ре-
генерации раствора приведена на
фиг. 68.
Избыточная щелочность погло-
тительного раствора, которая необ-
ходима, чтобы избежать выпадения
пз него мышьяка, приводит к об-
разованию и накапливанию в рас-
творе гипосульфита и роданистого
натрия.
Гипосульфит Na2S2O3 выделяет-
ся из части раствора посредством
Фиг. 68. Схема очистки газа
раствором мышьяковых солей.
1 — вход газа; 2 — выход газа; 3 —
абсорбер; 1 — отделитель серы; 5 —
регенерированный раствор; 6 — бак
для серной пены; 7 — перелив; 8 —
регулятор уровня; 9 — серная пена в
бак; 10—'затвор; 11 — регенератор;
12 — бак для циркуляционного раст-
вора; 13— вход раствора; 11 —насос;
15 — отработанный раствор; 16 — сжа-
тый воздух; 17 — вход сжатого воз-
духа.
последовательных процессов упа-
ривания, кристаллизации и центри-
фугирования, а роданистый нат-
рий двухступенчатой нейтрали-
зацией (серной кислотой и серно-
кислым железом с известью). Вы-
падающий в осадок мышьяк ис-
пользуется, а оставшийся доста-
точно безвредный раствор выпускается в канализацию.
В табл. 33 приводятся основные показатели работы установки
очистки газа от сероводорода по мышьяково-содовому способу.
Таблица 33
Основные показатели при очистке газа по мышьяково-содовому способу
(на 1 т плавленой серы)
Показатели
Степень извлечения серы, %	.....................
Выход плавленой серы от уловленной, %.............
Расход реагентов (из расчета на 100%-ные), т:
мышьяка белого....................................
соды кальцинированной ......................
серной кислоты..............................
Расход пара, т....................................
Расход свежей воды, .и3...........................
Расход электроэнергии, квт-ч ............
Выход гипосульфита, т. ............. . .
Количество
90—98
78—85
0,005—0,0065
0,3—0,5
0,05—0,06
6—7
65—70
1200—1600
0,5—0,7
Примечание. При мышьяково-аммиачном способе вместо соды
расходуется 0,3—0,35 т аммиака, расход серной кислоты увеличи-
вается до 0,3—0,35, а гипосульфита не образуется.
183
§ 77.	Очистка газа от серы раствором этаноламинов.
Очистка газа от С02
Для очистки газа применяются водные растворы этаноламинов:
моноэтаноламина [NH2(C2H5O)], диэтаноламина [NH(C2H5O)2],
триэтаноламина [N(C2H5O)3], которые очищают газ не только от
сероводорода, но частично (до 27%) от органических сернистых
соединений.
Взаимодействие этаноламинов с сероводородом происходит по
ебратимой реакции:
NH, (С2Н5О) + H2S (С3Н5О) NH3HS.
Очищенный
Насос
Фиг. 69. Схема очистки газа раствором этаноламинов.
Тепло
обменнин
Н
Xолодильнин (_
H2S
Конденсат
Регенератор,
Кипятильник
Для поглощения сероводорода (процесс абсорбции) необходимо
направить реакцию вправо, а для регенерации раствора, т. е. выде-
ления из него сероводорода (процесс десорбции), реакцию напра-
вляют влево.
Для протекания реакции в желательном направлении необхо-
димо установить соответствующие температуру процесса и пар-
циальное давление.
Технологическая схема процесса очистки газа по этаноламино-
вому методу представлена на фиг. 69.
В нижнюю часть абсорбера, представляющего собой тарельча-
тую или насадочную колонну, поступает содержащий сероводород
газ. Навстречу газу направляется раствор этаноламина, который
поступает в верхнюю часть абсорбера при температуре 30—40° и,
стекая по колонне, поглощает сероводород. Очищенный от серо-
водорода газ выходит вверху колонны, а насыщенный сероводоро-
дом раствор по его выходе снизу абсорбера направляется через
теплообменник в регенератор (десорбер) — тарельчатую или наса-
дочную колонну, где посредством трубчатого парового кипятиль-
ника раствор подогревается до 105—120°. При этой температуре
раствор кипит и из него выделяется смесь сероводорода и водяных
паров, которая направляется в водяной холодильник. Здесь пары
184
охлаждаются до 25—30°, конденсат возвращается затем в колонну,
где добавляется к раствору, а сероводород выходит сверху десор-
бера и поступает на сернокислотное производство или для полу-
чения элементарной серы. Регенерированный, т. е. освобожденный
©т сероводорода, раствор этаноламина по его выходе снизу десор-
бера поступает в теплообменник, затем подается насосом в холо-
дильник, где охлаждается до 30—40° и направляется снова в абсор-
бер для поглощения сероводорода.
Установка работает автоматически при помощи регулирующих
и контрольно-измерительных приборов, которыми поддерживается
заданный режим. Степень очистки газа достигает 99% и выше.
При необходимости высокой степени очистки газа от серо-
водорода и высоком давлении в абсорбере, которое вызывает погло-
щение из газа одновременно с сероводородом также углеводород-
ных газов, между абсорбером и теплообменником устанавливаем я
дополнительный аппарат — выветриватель, где давление снижается
и углеводородные газы выделяются из раствора.
Процесс очистки газа от сероводорода можно совместить с осуш-
кой газа, для чего к раствору этаноламина добавляют диэтилен-
гликоль (практический состав смеси: 11—19% моноэтаноламина,
72—76% диэтиленгликоля, 17—5% воды).
Ниже приводятся показатели работы одной из установок для
очистки природного газа *:
Производительностьтустановки, тыс.	м3/сутки..........300
Давление в абсорбере, ат............................. 27
Содержание H2S в сыром газе, г/м3.....................2,8
Содержание H2S в очищенном газе, г/м3................. 0
Количество циркулирующего раствора,	л/мин............50,6
Концентрация этаноламинов в растворе, вес. % .... 11,1
Расход пара в кг на 1 кг выделенного H2S ............9,2
Давление пара в кипятильнике, ат..................... 25
Давление пара в десорбере, от.......................0,07
Температура раствора, °C:
перед абсорбером ...................................25,5
после абсорбера ...........................25,5
перед десорбером............................ 99
после десорбера....................... .	i .	129
Потери этаноламина, кг/сутки . . ‘..................0,45
Этанол аминовый метод очистки газа от серы является доста-
точно эффективным и имеет ряд достоинств, основными из которых
являются:
а)	высокая степень очистки;
б)	легкая регенерируемость раствора;
в)	небольшие потери этаноламина;
г)	компактность установки и возможность применения для
изготовления аппаратуры чугуна или низкоуглеродистой стали,
так как этаноламиновый раствор не оказывает корродирующего
(разъедающего) действия на сталь и железо;
1 И. Н. Стрижов и И, Е. X о д а н о в и ч, Добыча газа, Гос-
тоитехиздат, 1946.
185
д)	небольшой расход воды и электроэнергии.
К недостаткам метода относится высокий удельный расход
пара.
Такая же технологическая схема, как и для этаноламинового
метода, применяется для так называемого алкацидного способа
очистки газа от сероводорода, где в качестве поглотительного рас-
твора применяются растворы сульфидоаминовых или-аминокарбо-
новых кислот. Недостатком последнего метода является большая
сложность процесса получения растворов.
Очистка газа от углекислоты. Содержащаяся
в горючих газах углекислота является балластом, от которого
обычно освобождаются. При очистке газа от сероводорода раствором
этаноламина одновременно с поглощением сероводорода происхо-
дит поглощение из газа и СО2 по реакции
NH (С2Н5О)2 + СО3 + Н2О # NH2HCO3 (С2Н5О)2.
Широкое распространение получил метод удаления углекислоты
из газов путем ее отмывки холодной водой под давлением в скруб-
берах. В этих условиях углекислота хорошо растворяется в воде;
так, при температуре 12° и давлении 30 ат один объем воды рас-
творяет свыше 23 объемов СО2 (см. стр. 194).
Существует еще способ очистки газа от СО2 промывкой газа
в скрубберах раствором поташа с образованием при этом бикарбо-
ната калия:
К2СО3 + Н2О + СО2 = 2КНСО3.
Из полученного бикарбоната при последующем нагреве до
кипения выделяется углекислота, а регенерированный таким спо-
собом раствор поташа возвращается на промывку новых коли-
честв газа и поглощение из него СО2.
§ 78.	Тонкая очистка газа
Синтез-газ после очистки его ранее описанным способом от серо-
водорода и частично от органических сернистых соединений не яв-
ляется еще сырьем, вполне пригодным для последующих каталити-
ческих процессов синтеза. Такой газ содержит не только органи-
ческие сернистые соединения, но часто до 0,2'5 г/нм3 конденсата,
состоящего главным образом из соединений ароматического харак-
тера. Эти вещества отравляют катализаторы синтеза, в результате
чего уменьшается выход продуктов синтеза и сокращается срок
службы катализатора.
Поэтому после грубой очистки синтез-газ подвергается тонкой
очистке, которая состоит в освобождении газа от конденсата (при
наличии такового) и органических сернистых соединений.
Удаление из газа ароматических соединений производится в
адсорбере с активированным углем, который поглощает эти соеди-
нения. Установки для очистки газа от конденсата размещаются
между установками грубой и тонкой сероочистки. Для очистки
186
газа от органических сернистых соединений обычно применяются,
как это было ранее указано, специальные контактные массы, не-
посредственно поглощающие сернистые соединения, так что со-
держание их в газе снижается до требуемой нормы — не более 0,2 г
на 100 нм3 газа.
РУДЫ,
Масса
Поглотительная масса состоит обычно из болотной руды (гид-
рата окиси железа), медных солей и соды или из болотной
содержащей до 50% влаги, и соды в количестве 15—30%.
применяется в виде небольших колба-
сок (или зерен) длиной 5—15 мм, при-
готовление которых из тщательно пере-
мешанной массы осуществляется путем
продавливания ее через сито, подсушки
до содержания влаги ~ 6% и просеи-
вания.
Очистка газа от органических сер-
нистых соединений производится при
температуре 125—260°.1 Средняя степень
насыщения массы серой составляет 5—
8% при длительности работы массы до
6 мес., после чего отработанная масса
направляется в отвал. Сопротивление
установки прохождению газа достигает
250—300 мм вод. столба (иногда до
450 мм).
Очистка газа осуществляется в ба-
шенных установках, располагаемых бло-
ками, пропускная способность которых
обычно составляет 15—20 тыс. м3 газа
в час.
Блок состоит из газоподогревателя, теплообменника 2 и двух
башен, включенных последовательно. Поступающий для очистки
газ проходит последовательно теплообменник, где частично подогре-
вается за счет горячего газа (поступающего из башен), газоподогре-
ватель, две очистные башни и далее возвращается в теплообменник.
«Линейная скорость газа в башнях 0,1—0,2 м/сек.
Ниже приводится описание башен корзинчатого типа (фиг. 70).
В башне (диаметр 4,2 м, высота 10,6 м) находятся четыре кор-
зины, заполненные поглотительной массой, через которую прохо-
дит подвергаемый очистке газ. Каждая корзина имеет дырчатые
дно и боковые стенки, делится на две части, верхнюю и нижнюю,
отгороженные одна от другой откидными (вращающимися на шар-
нирах) дырчатыми перегородками-клапанами. Внизу корзины
имеется четыре окна для выхода очищенного газа в зазор
между стенками корзины и корпусом башни. Вверху корзина
имеет борт (в виде засыпаемого песком кармана), на который
1 Температура повышается в'зависимости от срока работы очистнэй массы.
2 Работает не на всех заводах.
187
опирается вышележащая корзина. Снаружи башня теплоизолиро-
вана.
Вначале загружается массой нижняя часть корзины, затем опу-
скаются ранее поднятые клапаны и на образовавшуюся решетку
засыпают массу для заполнения верхней части корзины. Загружен-
ная корзина подается к башне и опускается в нее при помощи
крана, который производит также выгрузку корзин из башен при
необходимости замены отработанной поглотительной массы.
Ниже приводятся производственные показатели по одной из
установок для очистки газа от органических сернистых соединений.
1.	Содержание в газе органической серы перед очист-
кой, г на 100 нм3.................'................3,58
2.	То же—после очистки, г на 100 и.и3.............;	0,16
3.	Температура газа перед очисткой, °C............~	28
4.	То же — после очистки, °C....................... 141
5.	Расход тепла на подогрев газа, ккал/нм3.......... 5*
Ч. Содержание кислорода в газе перед очисткой, % . . . 0,27
7. Те же — после очистки, %........................0,21
Глава IX
ПРОИЗВОДСТВО ВОДОРОДА
§ 79.	Общие сведения ]
Для большинства промышленных процессов химического син-
теза из газов требуется водород. Особенно много водорода расхо-
дуется при синтезе аммиака; большие количества водорода потреб-
ляются также при синтезе метилового и изобутилового спиртов
и синтезе углеводородов. Однако для всех этих процессов не тре-
буется наличие чистого водорода: синтез аммиака производится
из азотоводородной смеси, синтез спиртов и углеводородов — из
смеси водорода и окиси углерода.
Наиболее крупным потребителем технически чистого водорода
является процесс гидрогенизации топлив, в ходе которого расхо-
дуется до 10—11% водорода, считая от веса перерабатываемой орга-
нической массы угля, что составляет до 2500 м3 водорода на 1 т
перерабатываемого угля, или до 3600 м3 на 1 т получаемого бен-
зина. При современных масштабах гидрогенизационных заводов
расход водорода достигает многих десятков тысяч куб. метров
в час; стоимость водорода в ряде случаев превышает половину стои-
мости получаемого бензина.
В связи с этим большое значение приобретает выбор наиболее
целесообразного и экономичного метода производства водорода.
Однако важно, чтобы получаемый технический водород содержал
как можно меньше примесей. Наличие последних приводит к не-
производительной загрузке аппаратуры высокого давления или к
необходимости увеличения мощности аппаратов и оборудования,
при помощи которых осуществляется удаление примесей с одно-
временным ростом энергетических затрат и потерь.
Основными методами производства водорода, получившими
широкое промышленное применение, являются:
1)	конверсия водяного газа;
2)	конверсия углеводородных газов;
3)	разделение газов глубоким охлаждением;
4)	железо-паровой способ;
5)	электролиз воды.
189
На крупных современных гидрогенизационных заводах потреб-
ность в водороде покрывается обычно из нескольких источников.
Часть водорода получается путем разделения газов, образующихся
в процессе гидрогенизации и содержащих значительное количество
водорода. Этим путем может быть покрыто до одной трети суммар-
ного расхода водорода. Другая часть водорода может быть полу-
чена путем конверсии . углеводородных газов гидрогенизации.
Наконец, остальное количество водорода получается одним из
способов, в зависимости от наличия того или иного сырья, нали-
чия дешевой электроэнергии, освоенности процесса, масштабов
производства и др.
§ 80.	Получение водорода конверсией водяного газа
Процесс конверсии (превращения) водяного газа широко при-
меняется при получении азотоводородной смеси для синтеза
аммиака, при получении смесей водорода и окиси углерода для
синтеза спиртов и углеводородов и при производстве технически
чистого водорода.
Процесс основан на обратимой реакции между водяным паром и
окисью углерода:
СО + Н2О СО2 + Н2 ± 10260 ккал)моль.
Константа равновесия этой реакции
К — ^н-с)' ^со
Л ~ Pre, СР„ '
С-О2 -П2
увеличивается с температурой, как это видно из фиг. 71. Отсюда
следует, что реакция сдвигается в сторону образования водорода
при понижении температуры. Так как при снижении температуры
скорость реакции быстро падает, процесс необходимо проводить
в присутствии катализатора.
При данной постоянной температуре равновесие сдвигается в
сторону образования водорода путем увеличения 7% „о и умень-
шения Т’соз- Поэтому на практике конверсию проводят при нали-
чии значительного избытка пара и иногда производят ступенчатое
удаление углекислоты. Величина избытка пара определяется глав-
ным образом экономическими соображениями и составляет обычно
около 6, что соответствует двум-трем объемам пара на один объем
исходного газа.
Исходный водяной газ для процесса конверсии может быть
получен разными методами: обычным периодическим способом на
паровоздушном дутье, непрерывным методом в генераторах с кипя-
щим слоем, работающих на парокислородном дутье, и др. Во всех
случаях желательно иметь газ с возможно малым количеством
примесей азота и метана. Менее вредна углекислота, которую сра-
внительно легко можно удалить из конвертированного газа.
Для получения газа с максимальным содержанием окиси угле-
рода и водорода 10—20% газа, получаемого в генераторах периоди-
190
ческого действия в начале периода парового дутья, сбрасывают
в сеть отопительного газа. На процесс конверсии направляется
только остальной, так называемый «нуль-водяной газ».
В качестве катализаторов конверсии используют обычно окись
железа или смесь окисей железа и магния, которая активируется
окисями хрома и калия. Окись магния увеличивает прочность и-
уменьшает чувствительность катализа-
тора к отравлению его сернистыми сое-
динениями. Катализатор формуется в
таблетки, которые слоями засыпаются
в аппараты для конверсии — конвер-
торы.
Современные катализаторы дают воз-
можность работы при температурах
400—500° с объемными скоростями до
400—500 .я3 газа в час на 1 м3 ката-
лизатора и обеспечивают степень превра-
щения окиси углерода до 90—97% от
равновесия.
Для увеличения полноты конверсии
процесс проводится обычно с меньшими
объемными скоростями и в среднем они
составляют в условиях промышленной
практики 100—160. Большая полнота
конверсии достигается иногда также
путем двухступенчатого проведения про-
цесса; при этом первая ступень, в кото-
рой конвертируется основная масса оки-
си углерода, проводится при более вы-
сокой температуре, что обеспечивает вы-
сокую скорость реакции и возможность
Фиг. 71. Зависимость кон-
станты равновесия реакции
между водяным паром и
окисью углерода от темпе-
ратуры.
работы на больших объемных скоростях.
Вторая ступень служит для превраще-
ния остатков окиси углерода и прово-
дится при более низких температурах
с небольшими объемными скоростями.
При исходном водяном газе состава СО — 40%, Н2 — 50%;
СО3 — 5%; CH4-J-N2 —5%, при 6-кратном избытке пара и тем-
пературе 450—500° удается получать конвертированный газ со-
става (примерно): СО — 1,2%; Н2 — 63,9%; СО2 — 31,3%; СН4 +
+ N2 — 3,6%, что соответствует 95—97%-ному превращению СО.
В ходе процесса происходит увеличение объема газа по сравне-
нию с исходным водяным газом. Теоретически оно соответствует
содержанию СО в водяном газе и составляет 35—40%; в приведен-
ном примере увеличение объема равно 39%.
Конвертированный газ, состоящий в основном из водорода
и углекислоты, направляется далее на отмывку последней, а затем
на отмывку от остатков окиси углерода. В результате получается,
технически чистый водород.
191
Процесс конверсии идет с выделением значительного количе-
ства тепла, что дает возможность проводить нагрев исходного газа
до рабочей температуры за счет наличия системы теплообменников.
Технологическая схема процесса. Процесс
конверсии в промышленной практике проводят по различным
технологическим схемам, которые отличаются проведением про-
цесса в одну или две ступени, конструкцией конверторов и т. п.
Одна из типовых схем приведена на фиг. 72.
Водяной газ из газгольдера, не показанного на схеме, поступает
в сатурационные (насытительные) башни 1, представляющие собой
насадочные колонны, заполненные обычной хордовой насадкой или
кольцами. Башня орошается горячей водой, поступающей с конден-
сационных или водонагревательных башен 7. Температура воды на
Фпг. 72. Схема конверсии водяного газа.
входе в сатурационную башню 85—90°. Проходя снизу вверх,
навстречу стекающей воде, газ нагревается до 80—85° и насы-
щается водяными парами. Из башни выходит парогазовая смесь,
содержащая на один объем газа около одного объема водяногс
пара.
Стекающая вода вновь подается насосом 9 на башни 7, а паро-
газовая смесь турбогазодувкой 4 нагнетается в конверсионный
агрегат, состоящий из смесителя 2, теплообменников 3 и конвер-
тора 5.
В смеситель подается водяной пар низкого давления в таком
количестве, чтобы было обеспечено заданное соотношение газа и
пара. Практически берут 2,5—3,0 объема пара на 1 объем газа,
что соответствует температуре точки росы 96,5—97,0°.
Затем парогазовая смесь проходит теплообменники 3 обычного
трубчатого типа и попадает в среднюю часть конвертора 5. Кон-
вертор представляет собой вертикально расположенный железный
цилиндр с конусным верхом. Конвертор изолирован и футерован.
На расположенных внутри аппарата решетках находится ката-
192
лизатор. Проходя через катализатор, водяной газ конвертируется
и из аппарата выходит уже конвертированный газ, который про-
ходит теплообменники 3 навстречу свежей парогазовой смеси и
затем направляется в водонагревательные башни 7.
Проходя систему теплообмена, парогазовая смесь нагревается
примерно до 360—450°. В конверторе за счет теплоты реакции смесь
нагревается до температуры процесса, т. е. 450—550°. Конверти-
рованный газ на выходе из теплообменников имеет температуру
160—220°.
На случай чрезмерного повышения температуры в конверторе
предусмотрена подача парогазовой смеси из смесителя 2 непосред-
ственно в третий теплообменник.
Для пуска и разогрева системы, а также на случай неполадок
в работе и расстройства теплового режима процесса конвертор
имеет газовую топку 6, к которой подведены газ от газодувки 11
и воздух, подаваемый воздуходувкой 10.
В водонагревательных башнях, по устройству одинаковых
с сатурационными, конвертированный газ охлаждается до 90—95°,
а стекающая ему навстречу вода нагревается до 85—90°. Далее
вода насосом 9 вновь подается на сатурационные башни. Газ посту-
пает далее в холодильники непосредственного действия 8, где
охлаждается до нормальной температуры при помощи холодной
воды. Отсюда конвертированный газ поступает в газгольдер и
далее на отмывку от углекислоты и остатков окиси углерода.
Многие современные конверсионные установки оборудованы
конверторами другого типа, в которых в общем корпусе совме-
щены трубчатый теплообменник, насытитель и собственно кон-
вертор. Такие агрегаты значительно компактнее и обеспечивают
меньшие теплопотери и высокую эффективность процесса. Газовая
топка конверсионного агрегата заменяется в ряде случаев электри-
ческими нагревателями.
Очистка конвертированного газа. Если во-
дород предназначается для использования в процессах, протекаю-
щих при высоких давлениях, очистка конвертированного газа от
углекислоты осуществляется обычно отмывкой водой под давлением
12—25 ат. Дальнейшая отмывка от остатков окиси углерода про-
изводится обычно при давлении 120—250 ат при помощи раство-
ров закисных солей меди.
Растворимость углекислоты в воде быстро падает по мере повы-
шения температуры воды. Поэтому отмывку необходимо проводить
при возможно низкой температуре (табл. 34).
Схема очистки конвертированного газа показана на фиг. 73.
Конвертированный газ из газгольдера проходит первые ступени
водородного компрессора 1 и подается на промыватели 2, орошае-
мые водой. Отмытый от углекислоты газ возвращается к компрес-
сору 1 для дальнейшего сжатия, а насыщенная углекислотой вода
поступает на водяную турбину агрегата мотор-насос-турбина 3.
Этот агрегат представляет собой сочетание гидравлической тур-
бины, центробежного насоса и электромотора и служит для исполь-
13 Зак. № 224 2.	193
зования энергии сжатой воды. Поступая на лопатки турбины,
вода дросселируется и энергия ее используется для вращения
насоса, подающего воду на промыватель 2. Недостающая мощность
покрывается мотором, входящим в состав агрегата. Вода из тур-
бины поступает в промежуточную емкость 11, где отделяются
Фиг. 73. Схема очистки конвертированного газа.
выделившиеся из воды при сбросе давления растворенные газы,
и затем идет на градирню 4. Здесь вода окончательно освобождается
от растворенных газов, собирается в резервуаре градирни и вновь
Таблица 34
Растворимость углекислоты в воде
(объемов СО2 на один объем воды)
Температура
Давление, ат .	j
I о° ;	12э
।
10	।	16	9,6
15	i 22	:	13,6
20	i 26,6	।	17,1
25	|	30,6	|	20,3
I
подается насосом 3 на промыватель 2. Убыль воды, связанная с
испарением ее в градирне и прочими потерями, покрывается пода
чей свежей воды в резервуар градирни.
В воде растворяются не только углекислота, но и другие компо-
ненты конвертированного газа. Поэтому отмывка газа от угле-
кислоты связана с потерями водорода за счет растворения его в
194
воде. С целью уменьшения потерь первую часть выделившихся
в емкости 11 (при сбросе давления) растворенных газов, богатую
водородом, иногда возвращают на конверсию. Остальная часть
газов дросселирования, состоящих в основном из углекислоты,
может быть использована в качестве инертного газа.
•Отмытый от углекислоты газ водородным компрессором по-
дается в промыватели высокого давления 5. Извлечение остаточной
окиси углерода производится на холоду при помощи муравьино-
кислого медного раствора или при помощи аммиачного раствора
однохлористой меди.
Поглощение окиси углерода основано на образовании ком-
плексных соединений меди, происходящем при работе с медно-
аммиачным раствором по уравнению:
Си2С12 4- 2NH4OH + 2CO->Cu2 (NH3)2 • (СО)2- (2Н2О).
Отмытый от окиси углерода технический водород вновь идет
на компрессор для окончательного сжатия, а раствор медной соли
регенерируется путем сброса давления и слабого нагревания (до
60—75°) в емкостях дросселирования 6 и 7. Выделяющиеся при
регенерации газы состоят в основном из окиси углерода и водорода,
примерный их состав:
Н2 — 20-25%: СО — 58—60%; СО2 — 18—22%:
N2 + CH4—1-3%.
Эти газы пропускаются через промыватель для поглощения
увлеченного ими аммиака п возвращаются на конверсию.
Регенерированный поглотитель проходит холодильники 8 и
через промежуточную емкость 9 насосом 10 возвращается на про-
мыватель высокого давления 5.
Для увеличения полноты регенерации последняя часто прово-
дится с применением вакуума. Для повышения эффективности
отмывки регенерированный раствор охлаждается, иногда при по-
мощи холодильных установок.
Примерный состав конверсионного водорода:
IL - 96 - 97°% СО., — 0,1— 0,3%: СО — 0,2 — 1,0%;
СН4 —0,3- 1,1%: N2— 1—2%.
На получение 100 н.м3 технического водорода расходуется:
кокса
водяного пара (всего) ............
охлаждающей воды .................
электроэнергии . .................
70—90 кг (для газифи-
кации на во-
дяной газ)
500—700 кг
200-300 м3
100—110 квт-ч
§ 81.	Получение водорода из углеводородных газов
Водород можно получить из углеводородных газов различ-
ными путями: конверсией с водяным паром; конверсией с угле-
кислотой: неполным окислением; термическим разложением.
13*
195
Широкое использование в промышленности получил процесс
конверсии с водяным паром, с применением в качестве сырья чаще
всего метана.
Конверсия метана с водяным паром идет по уравнению
CH4-f-H2O СО-f-3H2± 50200 ккал/мол.
С ростом температуры равновесие быстро сдвигается вправо.
Получающаяся при реакции окись углерода в свою очередь
реагирует с водяным паром
СО + ЩО СО2 + Н2.
Суммарно в результате обоих реакций
СН44-2Н3О СО2 + 4Н2.
Состав равновесной парогазовой смеси определяется составом
исходного газа, количеством пара, давлением и температурой.
Если константы равновесия обоих реакций известны, то этот состав
можно рассчитать.
Процесс проводится обычно в присутствии катализаторов,
которые имеют в основе никель и кобальт, активированные (промо-
тирова ные) окислами магния, алюминия и др. и нанесенные на
тот или иной носитель.
С ростом температуры быстро увеличивается степень превраще-
ния метана, но одновременно увеличивается содержание окиси
углерода в продуктах реакции. Чем меньше избыток пара, тем
более резко это наблюдается.
Для того чтобы получить достаточно чистый водород при уме-
ренном избытке водяного пара и высоком проценте превращения
метана, процесс проводят обычно ступенями. В первой ступени при
высокой температуре и небольшом избытке пара полностью кон-
вертируют метан, а затем проводят дополнительную конверсию
окиси углерода.
Хотя степень превращения метана уже при 700—800° дости-
гает 98—99%, скорость реакции при этих температурах мала.
Только при более высоких температурах или использовании актив-
ных катализаторов она достигает величин, которые дают возмож-
ность практического использования реакции.
Реакция конверсии каталитически ускоряется также на поверх-
ности раскаленного углерода. Однако в этом случае равновесие
сдвигается в сторону значительного увеличения количества метана
в конвертированном газе в основном за счет реакции
С + 2Н2-»СН4.
Подобно метану, конвертируются и другие углеводородные
газы. Так, например, для пропана
С3Н8 + ЗН.,О-> ЗСО + 7Н,
или с учетом последующей конверсии СО
С3Н8 + 6Н2О -> ЗСО2 +• 10Н2.
196
Являясь менее стойкими, чем метан, эти углеводородные газы
могут конвертироваться в более мягких условиях. Конверсия
их связана, однако с дополнительными трудностями, так как мень-
шая стойкость углеводородных газов к термическому разложению
приводит к опасности отложений углерода на катализаторе. Это,
с одной стороны, изменяет в нежелательную сторону условия равно-
весия, а с другой, — приводит к порче катализатора и расстрой-
ству процесса.
Катализаторы конверсии чувствительны к сере, поэтому исход-
ный газ должен подвергаться тщательной сероочистке.
& агиплыие
Продукты горения
12 "
<Ыяг. 74. Схеме конверсии углеводородных газов.
Технологическая схема процесса. В зави-
симости от состава исходного газа, мощности установки, требова-
ний, предъявляемых к чистоте водорода, и т. д. конверсия угле-
водородных газов проводится по различным технологическим
схемам.
Примерная схема конверсии метанового природного газа пред-
ставлена на фиг. 74. По аналогичной схеме может быть проведена
и конверсия газов нефтепереработки, содержащих наряду с мета-
ном насыщенные и некоторое количество ненасыщенных угле-
водородов С2—С4 (т. о. этана, этена, пропана, пропена, бутана,
бутена).
Исходный газ очищается от сероводорода в промывателе 7,
затем смешивается с водяным паром в смесителе 2, проходит тепло-
обменник 3 и печь 4, где нагревается до температуры около 450°.
Далее газ проходит через наполненный бокситом реактор органи-
ческой сероочистки 5, где органическая сера каталитически пере-
водится в сероводород. Далее газ проходит теплообменник 3, где
подогревает свежий газ, идущий на процесс, затем охлаждается
в холодильнике 6 и вновь очищается от сероводорода в промыва-
теле 7. После окончательной водной промывки 8 газ поступает
197
в газгольдер 9. Отмывка газа от сероводорода может быть про
ведена или при помощи этаноламиновых растворов (как это пока-
зано на схеме), или каким-либо другим способом.
Из газгольдера турбогазодувкой 10 газ подается в конверсион-
ную печь (реактор) 12. Катализатор конверсии помещен в вер-
тикальных жароупорных трубах, которые обогреваются снаружи.
Обогрев ведется при помощи газовых горелок, находящихся в верх-
ней части печи. Перед входом в реактор 12 газ проходит теплооб-
менник 11, где подогревается горячими продуктами реакции. Перед
теплообменником 11 к газу примешивается необходимое количество
пара. Равномерность распределения парогазовой смеси по трубам
реактора обеспечивается установкой специальных диафрагм.
Температура реакции составляет около 800°, причем достигается
почти полное превращение углеводородов, содержащихся в исход-
ном газе в Н2, СО и СО2.
Конвертированный газ с добавкой водяного пара в смесителе 13
направляется на дальнейшую переработку — конверсию — окиси
углерода, отмывку от углекислоты и остатков окиси углерода.
§ 82.	Производство водорода методом глубокого охлаждения
Метод глубокого охлаждения получил широкое промышленное
применение главным образом для производства а.зото-водородной
смеси для синтеза аммиака. Исходным сырьем для разделения
служит в этом случае чаще всего коксовый газ. Последний про-
ходит предварительно тщательную очистку от примесей, освобож-
дается от воды и углекислоты и затем поступает на разделительную
установку, где и производится процесс, разделения газа методом
глубокого охлаждения.
На заводах деструктивной гидрогенизации топлив этим методом
производится выделение водорода из бедных газов гидрогени-
зации.
Методы глубокого охлаждения основаны, с одной стороны, на
использовании различия в температурах кипения (или ожижения)
индивидуальных газов, входящих в состав подлежащего разделе-
нию коксового, водяного, гидрогенизационного или иного газа;
с другой стороны, они основаны на использовании эффекта Джоуля-
Томсона, который заключается в том, что сжатые газы при их рас-
ширении до более низкого давления охлаждаются.
Температуры конденсации и критические параметры некоторых
газов даны в табл. 35. Напомним, что критической температурой
называют ту, выше которой газ не может быть ожижен. Критиче-
ское давление — упругость паров при критической температуре.
Из табл. 35 следует, что окись углерода можно перевести в
жидкое состояние лишь при охлаждении ее до температуры минус
140,2° (132°К), причем необходимо сжать ее одновременно до
34,5 ата. При дальнейшем снижении температуры необходимое
давление уменьшается и при минус 190,1° (83,1°К) окись углерода
может быть ожижена при атмосферном давлении.
1OS
Таблица 35
Температура конденсации и критические параметры газов
Наименование газов	В'рити" темпе- ратура , °C	давле- ние, ата	Температуря конденсации в				
			при давлении			в ата	
			1	15	20	25	30
Углекислота . . . .	! 31						
Этан		32,1	48,8	184,5	255	266	276	284
Этилен 		9,7	50,9	179,1	233,9	244,1	253,6	260,1
Метан ......	— 82,5	45,8	111,5	159	166,5	172,1	177,6
Кислород ....	' —118,8	51,3	90,2	127	132,9	136,5	140
Окись углерода . .	-140,2	34,5	83,1	119	124	127	129
Азот .......	-147,1	34,6	77,3	110,5	Ио,7	119,2	122
Водород 		-239,9	13,2	20,4	34	35	36	37
Подвергая газ постепенному охлаждению под разными давле-
ниями, постепенно разделяют его на составляющие компоненты,
получая в остатке азото-водородную смесь или только водород.
Последний всегда до некоторой степени загрязнен азотом и окисью
углерода и содержит обыч-
но 95—98% чистого водо-
рода.
На фиг. 75 дана упро-
щенная принципиальная
схема разделения водяно-
го газа. На схеме не по-
казана часть установки,
где производится предва-
рительная очистка газа от
сероводорода, водяных па-
ров, углекислоты и т. п.
Эта очистка должна быть
проведена очень тщатель-
но, так как оставшиеся
в газе вода, углекислота
Фиг. 75. Схема разделения водяного газа.
и пр. при низких темпера-
турах процесса переходят в твердое
состояние и забивают аппа-
ратуру.
Очищенный газ по трубопроводу 1 поступает в противоточные
трубчатые теплообменники 2 и 3. Теплообменник 2 охлаждается
испаряющейся окисью углерода, а теплообменник 3 — расширя-
ющимся готовым водородом. Пройдя параллельно включенные
по ходу газа теплообменники, газ поступает в трубчатку раздели-
тельного аппарата 4. В нижней его части газ охлаждается за счет
испаряющейся в межтрубном пространстве окиси углерода, а в
верхней части за счет холода, получаемого при расширении водо-
199
рода в детандере или расширительной машине 5. Количество хо-
лода, которое получается в разделительном аппарате при испарении
окиси углерода и расширении сжатого водорода, оказывается
достаточным для конденсации (ожижения) азота и окиси углерода
водяного газа.
Водород после трубчатки разделительного аппарата 4 и ма-
шины 5 возвращается сильно охлажденным в межтрубное простран-
ство верхней части аппарата 4 и затем в теплообменник 3, и отдает
свой холод поступающему на разделение газу.
Сжиженные в трубчатке разделительного аппарата 4 азот и
окись углерода стекают вниз аппарата, а затем через змеевики
6 и 7 и редуцирующий вентиль попадают в межтрубное пространство
нижней части аппарата. Здесь они кипят при атмосферном давле-
нии, охлаждая водяной газ, протекающий по трубчатке. Газообраз-
ные азот и окись углерода через теплообменник 2 выводятся из
системы.
По этому же принципу построены схемы установок для раз-
деления бедного газа гидрогенизации с тем отличием, что процесс
разделения дополняется в этом случае ректификацией отбираемых
фракций.
Дополнительно следует еще раз отметить важность тщатель-
ной предварительной очистки поступающего на разделение газа.
Для современного агрегата разделения производительность^ в
8000 м31час наличие 0,001% воды или углекислоты в газе, посту-
пающем в разделительный аппарат, обусловливает отложение
3—4 кг твердого осадка в сутки. Так как обеспечить 100%-ную
очистку исходного газа не представляется возможным, то про-
исходит постепенная забивка аппаратуры, что приводит к необхо-
димости периодической ее остановки для размораживания.
Для того чтобы не производить выключения из работы всего
агрегата, обычно прибегают к установке двойного комплекта тепло-
обменников на первых ступенях охлаждения. Они выключаются по-
очередно, что дает возможность осуществить непрерывность работы
§ 83.	Железо-паровой способ получения водорода
Железо-паровой способ производства водорода имеет широкое
распространение, но применяется лишь на установках небольшой
мощности. Это связано с тем, что агрегаты для производства водо-
рода этим методом имеют небольшую производительность, кроме
того, этот метод мало экономичен.
Железо-паровой способ является периодическим и сводится
к поочередному воздействию на раскаленное железо водяных паров
и водяного газа, причем протекают следующие реакции:
1)	Fe3O4 + Н2 с-с 3FeO + Н2О
2)	Fe3O4 + СО 3FeO + СО,
3)	FeO + H2 a Fe-f-H2O
4)	FeO + СО , 2 Fe + СО2
200
При действии водяного пара идут справа налево реакции (1)
и (3). Так как реакции эти идут с поглощением тепла, то слой же-
лезной руды в водородной печи постепенно остывает, реакция
замедляется и фактическая степень разложения водяного пара
падает.
Поэтому после некоторого времени парового дутья переходят
на дутье водяным газом или другим горючим газом, содержащим
СО; при этом указанные выше реакции (2) и (4) идут слева направо
и слой руды разогревается. По мере разогрева слоя равновесие
сдвигается влево, и процент использования водяного газа падает.
По достижении температуры 700—900° процесс вновь переклю-
чается на паровое дутье. Характер равновесия между рудой, па-
ром и водяным газом таков, что с повышением температуры т(Ерети-
чески уменьшается расход водяного газа и увеличивается расход
пара. В соответствии с этим температура подбирается с учетом
стоимости газа и пара. Нужно учесть также, что использование
чрезмерно высоких температур приводит к спеканию руды и рас-
стройству процесса.
Оптимальный температурный интервал процесса 700—900°.
В целях интенсификации процесса работают и при более высо-
ких температурах. Для более полного использования водяного
газа процесс восстановления стараются вести не до металличе-
ского железа, а до закиси железа.
Теоретический расход водяного пара и водяного газа на 1 .и8
водорода составляет: пара 1,75 кг, водяного газа 1,8—2,0 л(3;
практически расход водяного газа 1,9—2,3 м3, водяного пара
3,5—5,0 кг.
Суммарный тепловой эффект реакций, протекающих за пол-
ный цикл работы водородной печи, сводится к тепловому эффекту
реакции
СО + Н2О — со2 + н,.
Эта реакция экзотёрмична, т. е. идет с выделением тепла. При
900° ее тепловой эффект составляет около 8000 кал/моль. Тепла
этой реакции обычно оказывается недостаточно для покрытия
потребностей процесса и недостаток тепла покрывается за счет
дожигания отходящего газа периода восстановления. Тепло сжи-
гания газа аккумулируется в огнеупорной насадке и затем исполь-
зуется для перегрева водяного пара.
§ 84.	Производство водорода методом электролиза
В отличие от большинства других методов производства водо-
рода, требующих дополнительной очистки и промывки получен-
ного сырого газа, метод электролиза сразу дает чистый водород
(свыше 99,0—99,5%). Однако значительный расход электроэнер-
гии, составляющий 4,5—5.5 квт-ч на 1 м3 водорода, делает метод
электролиза при крупных масштабах производства экономически
приемлемым лишь при наличии больших количеств дешевой элек-
201
гроэнергии (даже при использовании получающегося попутно с
водородом кислорода). В силу этого процесс электролиза приме-
няется преимущественно при сравнительно небольших масштабах
производства, в случаях, когда стоимость водорода имеет подчи-
ненное значение.
Процесс электролиза, осуществляемый в аппаратах-электро-
лизерах, основан на том, что при пропускании через воду постоян-
ного электрического тока вода разлагается на кислород, который
выделяется на положительном полюсе — аноде, и водород, выде-
ляющийся на отрицательном полюсе — катоде:
2Н2О -> 2Н3+О,.
Вследствие низкой электропроводности химически чистой воды
в практике обычно пользуются растворами едких щелочей в дестил-
лированной воде (электролитами). При электролизе раствора КОН
или NaOH ионы металла направляются к катоду, где они теряют
заряд и превращаются в атомы металла. Последний, реагируя с
водой, дает водород п исходную молекулу щелочи:
2Na4-2H2OHHa4-2NaOH.
В ходе электролиза происходит поэтому постепенное увеличе-
ние концентрации раствора у катода. Для устранения этого при-
меняют циркуляцию раствора в ванне электролизера или облег-
чают различными мерами процесс диффузии, способствующий вы-
равниванию концентрации щелочи.
Электропроводность электролитов растет с температурой.
Однако с ростом температуры происходит ускоренная порча элек-
тродов и увеличиваются количества водяных паров и расход воды,
с чем связано более быстрое загрязнение электролизеров. Практи-
чески работают обычно при 60—65°, но в отдельных случаях при-
меняют и более высокие температуры.
Рабочая температура процесса поддерживается обычно за
счет теплоты, выделяющейся при электролизе, а иногда прихо-
дится и охлаждать электролизеры.
Для диссоциации (разложения) воды теоретически необходима
разность потенциалов в 1,23 в.
Фактически суммарная разность потенциалов, необходимая
для процесса, составляет не менее 2,0—-2,5 в, что соответствует
расходу 4,8—5,4 квт-ч на 1 м3 водорода. Постоянный ток для
электролиза получают обычно при помощи ртутных выпрямителей,
работающих с коэффициентом полезного действия около 90%.
Применяемые для электролиза аппараты — электролизеры —
бывают двух типов: электролизеры униполярные, или резервуар-
ного типа, у которых все аноды и все катоды соединены парал-
лельно, и биполярные, или фильтрпрессного типа, с последова-
тельно соединенными электродами.
ЧАСТЬ ЧЕТВЕРТАЯ
СИНТЕЗ МОТОРНЫХ ТОПЛИВ ИЗ ГАЗОВ
Глава X
СИНТЕЗ ПОД АТМОСФЕРНЫМ И СРЕДНИМ ДАВЛЕНИЕМ
НАД КОБАЛЬТ-ТОРИЕВЫМ КАТАЛИЗАТОРОМ
§ 85.	Общие данные о процессе
Процессы синтеза из газов уже в течение десятилетий вошли
в промышленную практику и осуществляются в крупном масштабе.
Классическим примером такого синтеза является синтез амми-
ака, осуществляемый при давлениях в несколько сот атмосфер
при повышенной температуре и в присутствии катализаторов.
Широко известен промышленный синтез метилового и изобути-
лового спиртов из окиси углерода и водорода, также осуществляе-
мый при высоких давлениях.
Разработан ряд других процессов синтеза на базе СО и Н2
(и алкенов), протекающих при различных давлениях и температу-
рах и дающих возможность получения, в зависимости от условий
процесса, углеводородов и различных кислородных соединений.
Для синтеза жидких топлив из газов до настоящего времени
широкое использование в промышленности нашел только так
называемый «синтин-процесс», осуществляемый или при давлении,
близком к атмосферному, или при повышенном давлении, равном
10—12 ат.
В этом процессе, описанию которого посвящена настоящая
глава, применяют катализатор, состоящий из кобальта (Со), тория
(Th) и магния (Mg), нанесенных на пористый носитель-кизельгур.
На протяжении ряда лет ведутся большие работы в области изу-
чения и дальнейшего развития процесса синтеза и разработки но-
вых его видоизменений и форм. Работы эти ведутся в направлении
разработки новых катализаторов, улучшения технологического и
аппаратурного оформления процесса, усовершенствования мето-
дов переработки первичных продуктов синтеза, использования но-
вых схем процесса.
Изложению основных направлений этих работ посвящена сле-
дующая глава XI.
Сырьем для синтин-процесса является синтез-газ, получение
которого описано ранее и который состоит главным образом из
203
окиси углерода и водорода. Этот газ нагревается до температуры
180—210° и пропускается через реакторы, заполненные катализа-
тором, т. е. веществом, которое способствует и ускоряет протека-
ние реакции.
При этом окись углерода и водород реагируют друг с другом с
образованием различных углеводородов, главным образом пара-
финового ряда. При синтезе получаются углеводороды различ-
ного молекулярного веса, начиная от метана СН4 (молекулярный
вес 16) и кончая высокоплавкими парафинами, содержащими до 100
и более углеродных атомов (молекулярный вес до 2000). Наряду
с насыщенными углеводородами в ходе синтеза получаются алкены
и некоторое количество кислородных соединений.
§ 86.	Реакции синтеза и их механизм
Суммарный процесс синтеза углеводородов над кобальтовыми
и никелевыми катализаторами может быть представлен уравнением
7гСО4-2тгН2 -> CnH2„+raH2O
|+Н2
------'б'пНзн+З
Над железными катализаторами процесс синтеза углеводородов
протекает преимущественно по уравнению
2«СО+«Н3 —> СпН2п+«СО2
1 + Н2
-----*СпН2п4-2
В зависимости от ряда факторов, главным образом от соотно-
шения содержащихся в исходном газе количеств окиси углерода и
водорода (СО : Н2) и от типа катализатора, получающиеся при син-
тезе продукты содержат большее или меньшее количество алкенов.
Повышенное содержание водорода в исходной газовой смеси благо-
приятствует образованию насыщенных соединений. При проведе-
нии процесса синтеза над обычным кобальт-ториевым катализа-
тором и соотношении между СО и Н2 в газе 1 : 2 получаются пре-
имущественно алканы.
Приведенная выше общая схема процесса синтеза углеводоро-
дов не отражает действительного его механизма. Последний вплоть
до настоящего времени еще не может считаться выясненным окон-
чательно.
Основные представления о механизме синтеза сводятся к трем
гипотезам, предполагающим, что получение углеводородов проис-
ходит через промежуточную стадию:
а)	образования карбидов,
б)	образования кислородных соединений,
204
в)	сорбции на поверхности катализатора молекул СО и Н2 и
образования соединения типа
0-Н
С—н
Наиболее старая карбидная теория исходит из того, что входя-
щие в состав катализаторов железо, кобальт, никель обладают
свойством образовывать в условиях синтеза карбиды, т. е. соеди-
нения, состоящие из металла катализатора и углерода. При взаимо-
действии с водородом при температурах ниже 350° карбиды обра-
зуют метиленовые радикалы > СН2, полимеризация которых с
последующим присоединением водорода (т. е. гидрированием)
приводит к получению углеводородов.
При этом катализатор не только способствует образованию ме-
тиленовых радикалов, но влияет также и на их последующие поли-
меризацию и гидрирование.
Схематически механизм процесса, протекающего на Со или Ni
катализаторах, может быть представлен, согласно карбидной тео-
рии. следующим образом:
2Со+СО-»СоС+СоО
СоО+Н, —> Со-|-Н2О
СоС-{-Н2 —> Со+ > СН2
н(СН2)->С„И2п-“г-С„Н2п+2
Ряд более поздних экспериментальных работ 1 позволил уста-
новить, что при синтезе над Со и Ni катализаторами скорости вос-
становления карбидов водородом и скорости образования продук-
тов синтеза в несколько раз превышают скорости образования кар-
бидов. Было также показано, что катализатор в ходе синтеза со-
храняет исходную структуру, которая не могла бы остаться не-
изменной в случае карбидообразованпя.
Таким образом, было показано, что карбиды Со и Ni не являются
промежуточными продуктами реакции синтеза.
При синтезе над железными катализаторами реакции образо-
вания карбидов и синтеза протекают примерно с одинаковыми ско-
ростями и в этом случае промежуточное образование карбидов
железа является вполне вероятным.
Однако термодинамические расчеты и работы с использованием
радиоактивного изотопа углерода С14 в качестве распознавателя
карбидов позволили достаточно надежно установить, что карбид-
ным путем получается лишь 10—16% от общего количества продук-
тов синтеза, т. е. что реакция карбидообразованпя и в случае
синтеза над железными катализаторами имеет подчиненное зна
чение.
1 Я. Т. Эйду с а и Н. Д. Зелинского.
205
Гипотеза образования продуктов синтеза через промежуточное
образование спиртов и других кислородных соединений, основан-
ная на факте получения в ходе синтеза большего или меньшего
количества кислородных соединений, не была подтверждена ре-
зультатами термодинамических расчетов и экспериментальных
работ.
Теория промежуточного образования соединения типа является
О—Н
I
С—Н
наиболее обоснованной. Она исходит из того, что адсорби-
рованные на поверхности катализатора молекулы СО и Н2 при
взаимодействии друг с другом образуют промежуточные соединения
указанного выше типа. Дальнейшее гидрирование происходит по
схеме
НО—Н
НС-Н
—♦ Н2О-|-СН2
а образовавшиеся метиленовые радикалы подвергаются последую-
щей полимеризации в алкены, гидрирование которых приводит
к получению алканов.
Образование кислородных соединений является обычно резуль-
татом протекания побочных реакций.
Как было указано выше, при синтезе над железными катализа-
торами образование углеводородов сопровождается преимущест-
венным образованием вместо воды — углекислоты. Однако и в
этом случае первичный процесс протекает с образованием в основ-
ном воды, а углекислота появляется главным образом в результате
одновременно протекающей реакции конверсии:
Н3О+СО->Н2+СО2.
Таким образом, принципиального отличия между направле
ниями синтеза над кобальтовыми, никелевыми и железными ката-
лизаторами нет. Следует также отмстить, что реакция конверсии
окиси углерода неоднократно наблюдалась и при работе над ко-
бальт-ториевыми катализаторами.
§ 87. Условия проведения процесса синтеза
Протекание процесса синтеза определяется рядом условии.
Главные из них: состав синтез-газа и степень его очистки, а также
температурный режим, давление и объемная скорость процесса.
Большое значение имеет также применяемый катализатор.
Газ, поступающий на синтез, не должен содержать сернистых
соединений как минеральных (сероводород), так и органических,
которые поглощаются катализатором, быстро его отравляют и
206
приводят в негодность. Катализаторы, в состав которых входит
торий, особенно чувствительны к сере. Отравление катализаторов,
серой связано с образованием сульфидов металлов, происходящим
в первую очередь на наиболее активных участках поверхности
катализатора, так называемых активных центрах. При работе
на кобальт-ториевом катализаторе максимальное содержание серы
в исходном синтез-газе, как правило, не должно превышать 0,2 г
на 100 м.м3 газа.
Синтез-газ должен содержать возможно большее количество
активных составляющих: окиси углерода и водорода. Максималь-
ное содержание остальных составляющих обычно не должно превы-
шать 15%. Уже при 20—25%-ном содержании в газе инертных
примесей протекание реакции заметно ухудшается.
Эффективность реакции и ее направление зависят в значитель-
ной степени от соотношения СО : Н2 в исходном газе. .При работе
на кобальт-ториевом катализаторе наилучшим соотношением яв-
ляется 1 : 2. Отклонения от этого соотношения допускаются лишь
в узких пределах. Так, при синтезе под атмосферным давлением
они не должны выходить из границ 1 : 1,95 — 1 : 2,05. При син-
тезе под средним давлением требования несколько менее строгие.
Чрезмерно повышенное содержание водорода приводит к усиле-
нию метанообразования, которое только частично может быть устра-
нено понижением температуры.
Увеличение содержания СО приводит к затуханию реакции,
компенсируемому в известных пределах повышением темпера-
туры.
Повышенное содержание водорода благоприятствует образо-
ванию более насыщенных продуктов реакции.
Протекание реакции синтеза сильно зависит от температуры,
причем интервал благоприятных температур очень узок и не пре-
вышает 25—30°. Даже при наиболее активных катализаторах
при температурах ниже 170—175° реакция проходит очень мед-
ленно. При температурах выше 200—210° падает выход жидких
продуктов и возрастает метанообразование. Для каждых задан-
ных условий работы существует определенная оптимальная (т. е.
наилучшая) температура процесса, которая и должна выдержи-
ваться возможно строго. Отклонения от этой оптимальной темпе-
ратуры не должны превышать 4~3°, так как более значительные
отступления приводят к быстрой порче катализатора.
Давление влияет главным образом на характер получаемых
при синтезе первичных продуктов. Повышение давления от нор-
мального до 10—12 ат сдвигает реакцию в сторону образования
более тяжелых углеводородов. Увеличение давления до 5—6 ат
приводит к увеличению суммарного выхода первичных продуктов
и значительному увеличению выхода парафина. Увеличение вы-
хода парафина продолжается и при дальнейшем росте давления
до 10—15 ат (табл. 36).
При нормальном давлении выход парафина составляет всего
7—10% от суммарной продукции, включая газообразные угле-
207
Влияние давления на выходы (г,У-3 синтез-газа) и характер продуктов
синтеза
Давление, ат (избыточных)	Выход всего	Твердых -г жидких продуктов	Газы С1-С4	Парафин	Фракция до 200°	Фракция после 200°
0	155	117	38	10	.38	69
1,5	182	132	50	16	43	73
	183	150	33	60	51	39
15	178	145	33	70	36	?>9
водороды (фракция Сх—С4), тогда как при 10—15 ат он возрастает
до 35—40%.
Выходы продуктов реакции зависят также от величины объем-
ной скорости синтез-газа.
Объемной скоростью называют количество газа или другого
реагента, протекающее в единицу времени через условную еди-
ницу реакционного объема, или единицу объема катализатора.
Обычно объемная скорость выражается в литрах газа в час на литр
реакционного объема или объема катализатора. Возможны и дру-
гие выражения объемной скорости. Так, иногда объемной скоростью
называют весовое количество продукта, протекающего за единицу
времени через единицу реакционного объема. Эта величина выра-
жается обычно в килограммах в час на литр реакционного объема.
Увеличение объемных скоростей благоприятствует протеканию
реакций в направлении получения более легких продуктов реак-
ции, т. е. оказывает влияние, обратное влиянию повышения давле-
ния. Увеличение объемных скоростей благоприятствует также
образованию ненасыщенных продуктов реакции и приводит к
постепенному уменьшению как выходов парафина, так и суммар-
ного выхода первичных продуктов (табл. 37).
Таблица 37
Влияние объемной скорости па выходы продуктов реакции
(при постоянной температуре)
Объемная скорость, л/час на кг кобальта в катализаторе	1500	2300 j 370"	1(0)00
Суммарный выход первичных про- дуктов, г’м3 синтез-газа		102	85	60	17
Все изложенное выше относится к кобальт-ториевым катализа-
торам. В продолжение последних лет большое внимание уделяется
разработке железных и железо-медных катализаторов, состоящих
из менее дефицитных (более дешевых) материалов. В настоящее
208
время уже имеются и опробованы в промышленном масштабе раз-
личные катализаторы на основе железа.
Условия, наиболее благоприятные для проведения синтеза на
железных и железо-медных катализаторах, существенно отличны
от оптимальных условий синтеза на кобальт-ториевом катализаторе.
Наиболее благоприятное отношение СО : Н2 составляет 1:1,
а оптимальная температура процесса в зависимости от катализатора
находится в пределах от 200 до 340°.
Первичные продукты синтеза, которые получаются при работе
с железными катализаторами, отличаются менее насыщенным ха-
рактером.
§ 88. Общая схема синтеза топлив из газов при атмосферном
давлении на кобальт-ториевом катализаторе
Для более полного использования содержащихся в синтез-
газе водорода и окиси углерода процесс синтеза обычно проводят
в две или три ступени с использованием реакторов пластинчатого
типа. Общая схема двухступенчатого синтеза при атмосферном
давлении представлена на фиг. 76. Примерно по такой же прин-
ципиальной схеме ведется и синтез под средним давлением.
Синтез-газ. выходящий из цеха тонкой сероочистки и имеющий
температуру около 170°, поступает в реакторы 1 ступени синтеза.
Температура процесса при работе на обычном кобальтовом катали-
заторе составляет 170—190° и зависит от активности катализатора.
По мере увеличения срока работы активность катализатора па-
дает, и для обеспечения полноты использования газа и достаточно
интенсивного протекания процесса приходится постепенно увели-
чивать температуру.
Дополнительный нагрев газа до температуры синтеза происхо-
дит за счет тепла, выделяющегося при реакции. Избыток тепла
реакции отводится кипящей водой, циркулирующей через реак-
торы.
Смесь продуктов синтеза и остаточного газа направляется на
охлаждение и конденсацию в насадочные скрубберы непосред-
ственного охлаждения, орошаемые водой. Более тяжелая часть
продуктов синтеза конденсируется в виде конденсатного масла
(синтина), а оставшиеся несконденсированными более легкие
продукты (пары бензина и легкие углеводороды, называемые газо-
лем, — главным образом пропан и бутан) извлекаются из газа пу-
тем поглощения активным углем (процесс адсорбции).
Об эффективности протекания процесса судят по сокращению
объема газа, так называемой контракции. При нормальной ра-
боте в I ступени синтеза контракция составляет 55—65%. Оста-
точный газ синтеза Т ступени содержит 40—45% инертных соста-
вляющих.
После адсорбции газ поступает на синтез II ступени, который
проводится при несколько более высокой температуре. Конечная
температура синтеза составляет на II ступени около 210° вместо
14 Зак. № 2212.	209
196° на I ступени. Это связано с работой на газе с пониженной
концентрацией СО + Н2. Нагрев газа до температуры синтеза
производится непосредственно в реакторах за счет тепла реакции.
Смесь продуктов синтеза и остаточного газа, так же как и на
I ступени, проходит охлаждение, конденсацию и адсорбцию, после
чего остаточный газ, содержащий до 80% неактивных составляю-
щих, используется как отопительный.
210
Контракция, или сокращение объема, составляет во II ступени
20—30%. Суммарная контракция обеих ступеней равна в пере-
счете на исходный объем газа 70—75%.
Этой контракции соответствует примерно 92—93%-ное исполь-
зование окиси углерода исходного синтез-газа. Последующее опи-
сание процесса составлено применительно к принципиальной схеме
синтеза при атмосферном давлении.
Основные показатели этого процесса приводятся в табл. 38.
Таблица 3S
Основные характеристики процесса двухступенчатого синтеза
(примерные данные)
1 I ступень 1	II ступень	Суммарно пли в среднем
Соотношение Н2 : СО ...............
Число реакторов (в % от общего) .
Среднее число часов работы реактора
Средняя температура, °C . ... .
Объемная скорость, м?[час[м3 реак-
ционного объема ...................
Контракция, %......................
Содержание CO-J-EL в синтез-газе, %
Превращение СО, % . ...............
Выход первичных продуктов на 1 .и3
газа:
без газоля, г................
с газолем, г.................
2,0	2,0	—
65	35	—
2700-2300	7500—8000	—
185—190	190—195 I	—
110—130	90—100	70—85
56—59	25—33	70—75
—	—	81,1
73—79	15—18	:	 92-95
		।	127,5
—	— ।	139—143
Объемные скорости I и II ступени даны по газу, поступающему
на соответствующие ступени, тогда как суммарная объемная ско-
рость дана по исходному газу, отнесенному к суммарному реак-
ционному объему обеих ступеней.
§ 89. Конструкция реактора пластинчатого типа
Пластинчатый реактор для синтеза при атмосферном давлении
представляет собой прямоугольный аппарат шириной 1,76 .и, дли-
ной 5,00 м и высотой 3,56 м (фиг. 77).
Поперек реактора расположены (вертикально) 550—555 же-
лезных пластин толщиною 1,6 мм. Свободное расстояние (ширина
щели) между соседними пластинами составляет 7,4 мм.
Через эти пластины вдоль аппарата проходят трубы диаметром
28—34 мм, расположенные рядами по 21 трубе в горизонтальном
ряду. В реакторе таких рядов 30 и общее количество труб соста-
вляет 630. Трубы горизонтальных рядов по концам присоединены
к горизонтальным коллекторам диаметром 108 мм.
С каждой из торцевых сторон реактора находится два вертикаль-
ных коллектора диаметром 250 мм, к которым присоединены
14*	211
все горизонтальные коллекторы. Вертикальные коллекторы соеди-
нены с паросборником диаметром 700 мм.
Синтез-газ поступает в реактор сверху, проходит по трубе,
проложенной вдоль всего аппарата под его крышкой, и попадает
на распределитель, представляющий собой прямоугольную полосу
шириной 700 мм, проложенную также по всей длине реактора и
снабженную поперечными прорезами для прохода газа шириной
70 мм. В трубе, подводяшей газ, установлена диафрагма для за-
мера количества входящего газа.
Фиг. 77. Пластинчатый реактор для синтеза.
Катализатор заполняет щели между пластинами слоем высо-
той 2,5 м и лежит на решетке, состоящей из двух откидных ство-
рок, которые поддерживаются специальными болтами. При раз-
грузке створки опускаются, и катализатор высыпается в нижнюю
коробку реактора. Объем загружаемого в реактор катализатора
составляет 10—10,5 «и3.
В верхней части аппарата проложены трубки диаметром 25 мм
с отверстиями и закрепленными на них дюзами — квадратными
коробками размером 50 X 50 X 20 мм с дырчатым дном. На каж-
дой трубке имеется И таких коробок. Описанное устройство пред-
назначено для подачи и распределения растворителя при оживле-
212
нии катализатора. Вывод растворителя осуществляется через пат-
рубки, устроенные внизу аппарата.
С целью уменьшения теплопотерь аппарат снаружи имеет тепло-
изоляцию.
Отвод тепла реакции и водяной цикл ре-
актора.
Реакция синтеза
СО-]-2Н3—»(CII2)4-H2O-j-47 ккал
идет с выделением большого количества тепла. На каждый куби-
ческий метр вступивших в реакцию окиси углерода и водорода
выделяется 650—700 ккал тепла:
1 мЛ соответствует ==44,6 г-мол газа, отсюда теплота реак-
ции — 47 •	 yog ккал{м3.
В пересчете на 1 м3 синтез-газа это дает в реакторе I ступени
до 350—450 ккал.
Реакция синтеза очень чувствительна к температуре, которая
должна строго поддерживаться постоянной по времени и одинако-
вой по всему реактору. Для этого тепло реакции должно немедленно
по его выделении выводиться из зоны реакции, так как иначе не-
избежен перегрев катализатора, местные повышения температуры и
ухудшение работы.
Отвод тепла затруднен низкой теплопроводностью катализа-
тора, составляющей 0,16—0,20 ккал/м час °C.
Поэтому для обеспечения интенсивного и быстрого отвода тепла,
равномерного распределения температур по реактору и поддержа-
ния их на постоянном уровне катализатор размещают в реакторе
тонкими слоями между отводящими тепло поверхностями, а также
снабжают реакторы развитой системой теплообмена.
Отвод тепла производят при помощи циркулирующей через
реакторы и находящейся под давлением кипящей воды. Так как
каждой температуре соответствует определенное давление паров
воды, то путем изменения давления водяной циркуляционной си-
стемы представляется возможность регулирования температуры.
Эта возможность и используется для постепенного повышения
температуры производимого по мере отработки или «старения»
катализатора.
Схема циркуляции воды показана на фиг. 78.
Горячая вода из паросборника через вертикальные коллек-
торы одной из торцевых сторон реактора распределяется по гори-
зонтальным коллекторам и из них поступает в трубки, проходящие
вдоль реактора и пронизывающие металлические пластины и ка-
тализатор, заполняющие реактор. Проходя по трубкам и воспри-
нимая тепло реакции, вода частично испаряется, так что в гори-
зонтальные, а затем вертикальные коллекторы на другой стороне
реактора собирается уже пароводяная смесь, имеющая меньший
удельный вес, чем вода.
213
Эта пароводяная смесь возвращается в паросборник, где проис-
ходит отделение (сепарация) пара от воды. За счет разности удель-
ных весов воды и пароводяной смеси создается подъемная сила,
которая дает возможность преодолеть сопротивления системы и
создать в ней достаточно интенсивную циркуляцию, так что через
систему проходит в час 120—150 .и3 поды.
Фиг. 78. Схема водяного цикла реактора.
1 — трубки: 2 — горизонтальные коллекторы; 3 —вертикальные коллек-
торы; 4 — регулятор давления; 5 — водомерное стекло; 6 — регулятор
уровня; 7 — паросборник.
Питательная вода подается в систему через паросборник, который
располагается на несколько метров выше реакторов и заполняется
водой на 2/3. Постоянный уровень поддерживается при помощи авто-
матического регулятора, связанного с линией подачи свежей воды.
Заданное давление поддерживается регулятором давления, че-
рез который образующийся пар выпускается в заводские паро-
сборные магистрали. При температуре синтеза 185—187° пар
сбрасывается в сеть низкого давления (2,5 ати), при более высо-
ких температурах — в 9-атмосферную сеть.
Часто для экономии металла, сокращения числа регуляторов и
частично для уменьшения теплопотерь на один паросборник соот-
ветственно больших размеров включаются два или четыре реак-
тора. Недостатком такого устройства является невозможность
регулирования температуры в каждом реакторе независимо от
других. Это затрудняет работу и эксплуатацию цехов синтеза в
силу чего такое устройство нельзя считать целесообразным.
§ 90.	Загрузка реактора и пуск в работу
Катализатор для синтеза при соприкосновении с воздухом окис-
ляется и самовоспламеняется. Особенно активно реагирует с кис-
лородом свежий катализатор; поэтому при загрузке реакторов
214
соблюдают специальные меры предосторожности. После того как
с реактора снята крышка (вместе с газоподводящей трубой), на
реактор устанавливается прямоугольная рама высотой 0,5 м,
закрывающаяся сверху при помощи двух полотнищ, в которые
для жесткости вшиваются поперечные железные прутья.
В нижнюю часть аппарата подают инертный (бескислород-
ный) газ и подводят к реактору специальный резервуар — кюбель,
наполненный катализатором в атмосфере инертного газа. Пере-
вертывая кюбель над реактором, перегружают содержащийся в
нем катализатор, причем последний все время тщательно предо-
храняется от соприкосновения с воздухом путем передвижения
вслед за кюбелем подвижных полотен и непрерывной подачи инерт-
ного газа. В ходе операции постукивают по корпусу реактора дере-
вянными молотками, что помогает равномерной загрузке.
Вновь загруженный реактор нельзя сразу пускать в нормаль-
ную работу из-за высокой активности свежего катализатора, воз-
можности местных перегревов и связанного с этим значительного
метанообразования. Пуск реактора в работу осуществляется посте-
пенно, в течение 2,5—3 суток. К концу этого времени реактор вы-
водится на нормальный эксплуатационный режим, который харак-
теризуется для I ступени синтеза объемной скоростью 110—
130 м3/м3 катализатора в час, контракцией 55—58% и 73—79%-ным
превращением СО.
За период пуска температура, которая вначале пуска соста-
вляет около 100°, доводится до нормальной температуры процесса,
а также постепенно повышается до нормальной и нагрузка реак-
тора. Обычно уже через семь часов после начала подачи газа на
катализатор температура поднимается до 150—155°. На протяже-
нии следующих двух часов она доводится до 161° при одновремен-
ном увеличении газовой нагрузки (количества газа, поступающего
в реактор) до 500 м3]час.
Пуск реакторов II ступени производится по иному графику и время
разработки сокращается до 10 час. Это связано с тем, что синтез-газ,
поступающий на II ступень, содержит 45—50% инертных составля-
ющих (балласта), вследствие чего процесс протекает менее активно.
В ряде случаев реакторы, загружаемые свежим катализатором,
включают во II ступень и только после работы их в течение опре-
деленного времени переключают на I ступень.
Таким образом, активный свежий катализатор постоянно рабо-
тает в более мягких условиях, что облегчает регулирование про-
цесса и способствует сохранению катализатора.
§ 91.	Режим работы реактора
После того как реактор выведен на рабочий режим, начинается
его нормальная эксплуатация. За ходом процесса следят по
контракции газа, которая определяется каждые 2 часа.
В ходе работы активность катализатора постепенно падает,
что происходит главным образом за счет отложения на нем высоко-
215
плавкого парафина или церезина. Для обеспечения нормального
протекания процесса, постепенно увеличивая давление в водя-
ной циркуляционной системе, увеличивают температуру реак-
тора; подъем температуры продолжают до достижения некоторого
заданного ее значения.
По достижении этой температуры реактор выключают и произ-
водят экстракцию парафина или «оживление» катализатора.
После этого реактор вновь пускают в работу. Разработка ката-
лизатора требуется после каждого оживления, которое обычно
за время работы катализатора проводится несколько раз, после
чего катализатор выгружается из реактора и направляется на
катализаторную фабрику для регенерации. Промежуточные раз-
работки катализатора менее продолжительны, чем разработка
свежего. После 1—3 экстракций она продолжается примерно
16 час., после 4-й — 9 час. При последующих оживлениях реак-
тор можно сразу пускать в нормальную работу.
Начальная и конечная температуры синтеза после каждой
экстракции несколько повышаются (табл. 39).
Таблица 39
Температура синтеза после очередных
экстракций парафина
X? пробега	Температура, °C	
	начальная	конечная
1	170	188
2	175	190
3	180	192
1	185	194
о	190	196
Режим работы устанавливается с таким расчетом, чтобы полу-
чить наибольший процент полезного использования окиси угле-
рода при наименьшем метанообразовании. Управление ходом про-
цесса производят путем регулирования температуры, которое
ведется в зависимости от содержания в остаточном газе СО2, по
которому рассчитывается величина контракции, и от содержания
СО, которое нормально составляет 4—6%.
§ 92.	Экстракция парафина, или «оживление» катализатора.
Разгрузка реактора
Экстракция производится фракцией 170—240° первичных про-
дуктов синтеза. Схема процесса представлена на фиг. 79.
Горячее масло, проходя через катализатор, растворяет отло-
жившийся на его поверхности парафин. Температура в реакторе
216
поддерживается равной 170° при помощи пара, пропускаемого
через циркуляционную систему. Раствор парафина стекает по
специальному трубопроводу, проходит теплообменник, где, охла-
ждаясь до 90°, нагревает до 75° свежее масло, поступающее на экс-
тракцию. и собирается в промежуточных сборниках.
Сырой парафин
на переработку
Фиг. 79. Схема экстракции парафина с катализатора.
1—реактор; 2, 9 — теплообменники; з— гидравлический затвор; 4, 7, 20 — промежу-
точные емкости; 5, 8, 16, 18, 21 — насосы; 6 — фильтрпресс; 10— нагреватель; 11 --
нолонна; 12—кипятильник; 13— горячий насос; 14— конденсаторы; 15 — вакл ум-
сборник; 17 — емкость; 19 — емкость сырого парафина; 22 — водородный скруг-йер;
23 — циркуляционная газодувка^
Далее экстракционная смесь масла с парафином освобождается
на горячих фильтр-прессах от увлеченной ею катализаторной
иыли (~2 кг на реактор) и поступает на вакуум-разгонку, где
парафин отделяется от масла и направляется на дальнейшую пере-
работку.
По окончании экстракции, которая продолжается обычно
около 6 час. при подаче 3 м3/час масла, дают час выдержки для
стекания масла и затем при продувке водородом постепенно по-
вышают температуру до 203—206°. По достижении этой темпера-
туры (через 2'—3 часа) в продолжение 6 час. ведут обработку ка-
тализатора водородом. Обработка ведется с циркуляцией, осуще-
217
слил немой с интенсивностью около 1000 м31'час при добавке све-
жего водорода в количестве 300—600 м3/час.
Водород, вынося из реактора остатки масла, поступает на
охлаждение в насадочный скруббер и затем циркуляционной газо-
дувкой вновь подается в реактор. Водородный скруббер орошается
холодным дизельным маслом.
Для вышеуказанной продувки обычно используют водород,
полученный после восстановления свежеприготовленного катали-
затора на катализаторной фабрике.
Количество парафина, экстрагируемого с поверхности ката-
лизатора, составляет при первых двух экстракциях примерно
по 2 т на реактор. При последующих экстракциях получается по
1 т парафина.
По окончании продувки водородом в течение 2—3 час. темпе-
ратуру снижают до нормальней и подготавливают реактор к
пуску.
Нормально вся операция экстракции требует не более одних
суток.
После последней экстракции катализатор (который требует
ужо замены) просушивают горячим водородом (с циркуляцией),
затем при подаче снизу реактора инертного газа снимают крышку,
опускают створки решетки, на которой лежит катализатор, и ссы-
пают его в нижнюю коробку аппарата. Отсюда при помощи закры-
того скребкового транспортера в токе инертного газа катализатор
перегружается в кюбель.
Для обеспечения полноты выгрузки постукивают деревянными
молотками по корпусу и по верху пластин. Для предохранения
от смятия кромок их покрывают листом железа. Иногда прихо-
дится шуровать отдельные щели железными прутьями.
Процесс разгрузки отнимает нормально всего 15—20 мин.,
после чего для удаления остатков катализатора вручную проду-
вают каждую щель реактора сжатым воздухом и, наконец, про-
водят окончательную продувку при помощи пароструйного всасы-
вающего вентилятора.
При продувке одного реактора выдувается 80—100 кг катали-
заторной пыли.
Продутый реактор осматривают и подготовляют к загрузке
свежим катализатором. Нормальная продолжительность операций
экстракции, разгрузки и загрузки для одного аппарата составляет
около двух суток.
В литературе описаны также методы так называемой «сухой
регенерации» катализатора, сущность которых сводится к продувке
реактора водородом при более высоких температурах по сравне-
нию с температурами, которые используются при промежуточных
«оживлениях».
Таким путем может быть значительно увеличен срок работы
катализатора и, таким образом, понижен удельный расход дефи-
цитных кобальта и тория, входящих в его состав.
218
§ 93.	Расположение аппаратуры в цехе синтеза
Реакторы обычно располагают в два ряда вдоль цеха, па колон-
нах высотой. 2,6 м. В первом этаже между рядами аппаратов сосре-
доточены коллекторы прямого и обратного газа I и II ступени.
Второй этаж цеха используется для размещения контрольных
приборов каждого реактора и общего контрольного щита. Здесь
же сосредоточено управление переключением газа и др.
На третьем этаже, выше реакторов, устанавливают паросбор-
ники. Здесь же находятся паровые коллекторы низкого (2,5 ати)
и среднего давления (9,0 ати).
Кроме упомянутых основных магистралей, по цеху должны
быть проложены коммуникации для подачи и циркуляции водо-
рода, для подачи и отвода масла, используемого для экстракции
парафина из реакторов.
По обеим продольным сторонам цеха проложены специальные
пути, по которым производится подача кюбелей и передвигаются
разгрузочные и загрузочные механизмы.
При расположении коммуникаций цеха обычно предусматри-
вается возможность включения каждого реактора для работы как
на I, так и на II ступени синтеза, что обеспечивает большее удобство
проведения процесса.
Пз общего количества имеющихся в цехе реакторов примерно
10% находится постоянно на перегрузках, осмотрах и ремонтах.
Остальные 90% распределены между I и II ступенями. Значительно
больший объем газа, проходящего через I ступень, приводит к
тому, что большее количество реакторов должно работать в I сту-
пени. Обычно соотношение числа реакторов II и I ступени нахо-
дится между отношениями 1:2 и 2:3.
§ 94.	Охлаждение и конденсация продуктов синтеза
Продукты синтеза I и II ступени вместе с газом по самостоятель-
ным для каждой ступени коллекторам направляются в цех кон-
денсации, оборудованный оросительными скрубберами. Парогазо-
вая смесь входит в скруббер снизу с температурой 140—150° и,
поднимаясь навстречу стекающей сверху вниз воде, охлаждается
до 20—30°, после чего оставшийся газ направляется в цех адсорб-
ции активным углем. Скрубберы заполнены насадкой из колец,
разделенной на несколько секций по высоте, и орошаются цирку-
ляционной водой. Верхняя секция насадки орошается свежей во-
дой для обеспечения лучшего охлаждения и покрытия потерь
циркуляционной воды, связанных с испарением, уносом и т. п.
Расход свежей воды составляет 1—2 .м3 на 1000 м3]час проходя-
щего через скруббер газа. Сопротивление скруббера составляет
150—200 мм вод. столба.
Смесь воды и сконденсировавшихся продуктов синтеза стекает
в сепаратор, где благодаря различию в удельных весах происходит
разделение воды и масел. Конденсатное масло отводится в про-
219
межуточные емкости и направляется на дальнейшую переработку.
Вода подается насосом на градирню, откуда вновь поступает на
орошение скрубберов.
В случае синтеза при среднем давлении схема конденсации не- •
сколько видоизменяется.
§ 95.	Адсорбция бензина и легких углеводородов — газоля
Улавливание легкого бензина и газоля, не конденсирующихся
в системе охлаждения и конденсации, производится путем погло-
щения активным углем.
Фпг. 80. Схема угольной адсорбции.
1 — адсорберы; 2 — холодильник газа; 3 —подогреватель газа; 4 — конденсатор;
5 — газо-водсотделитель; б — сборник бензина; 7 — насос; 8 — смотровой фонарь.
Процесс поглощения или адсорбции осуществляется в периоди-
ческих работающих аппаратах — адсорберах, попеременно вклю-
чаемых в работу. В то время как в одном или нескольких адсорбе-
рах идет процесс адсорбции, в остальных производят отдувку па-
ром или десорбцию поглощенных углем продуктов, сушку и охла-
ждение угля.
Принципиальная схема агрегата угольной адсорбции показана
на фиг. 80.
Агрегат обычно состоит из семи адсорберов (на схеме указано
четыре), из которых в каждый данный момент два стоят на адсорб-
ции, один на отпарке, два на сушке и два на охлаждении. Адсор-
беры имеют диаметр 3,8 м, рабочую емкость по углю 23 м3 (8,7 т)
с высотой слоя угля 2,1 м и площадью прохода газа ~ И .и2.
К нижней части адсорбера присоединены две концентрические
трубы, по которым подводятся и отводятся пар и газ. Внутренняя
труба диаметром 600 мм проходит сквозь слой угля и оканчивается
220
над ним в верхней части адсорбера; наружная диаметром 880 мм
оканчивается под слоем угля, непосредственно у днища.
В трубах установлены гидравлические клапаны, при помощи
которых автоматически производятся необходимые переключения.
Цикл работы следующий: 30—40 мин. идет поглощение, 15—
20 мин. отпарка, 30—40 мин. сушка угля нагретым до 110° газом
и 30—40 мин. охлаждение холодным газом, поступающим с темпе-
ратурой 20° и выходящим со средней температурой 40°. Сушка и
охлаждение ведутся чистым газом, прошедшим десорбцию.
Исходный газ проходит адсорбер 1, где из него извлекаются
пары бензина и газоль. При этом газ за счет тепла, выделяющегося
при адсорбции, нагревается примерно (в среднем) до 40°.
Очищенный газ проходит холодильник, где охлаждается до
исходных 20°, затем проходит адсорберы, стоящие на охлаждении.
Здесь газ нагревается до 40—50° и проходит затем в подогреватель
для нагрева до 110°. С этой температурой газ проходит адсорберы,
стоящие на сушке, и уходит из системы.
Через последние два адсорбера пропускается в это время в
направлении сверху вниз (направление газа во всех остальных
адсорберах снизу вверх) водяной пар.
Парогазовая смесь десорбции направляется на конденсацию.
В ходе поглощения вместе с газолем и бензином адсорбируется
также некоторое количество газов, главным образом углекислота.
При десорбции они выделяются в первую очередь. Для того чтобы
не увеличивать содержание в газоле углекислоты, первые порции
продуктов десорбции отводят в сеть неочищенного газа.
Конденсационная система описанного адсорбционного агрегата
состоит из конденсатора, где конденсируются водяные и бензино-
вые пары, и сепаратора, откуда отводится газоль (в виде газа) и
где разделяются вода и бензин.
Производительность такого агрегата по газу составляет 13—
14 тыс. м3/час. Сопротивление агрегата равно 1200—1450 мм вод.
столба, скорость газа в адсорберах, считая на свободное сечение,
— 0,9 м/сек, время контакта около 7 сек.
Насыщение активного угля за цикл составляет бензина 2%,
газоля 1,6% (от веса угля).
Бензин извлекается полностью, газоль — на 60—70%.
Путем увеличения времени контакта и снижения степени насы-
щения угля за цикл извлечение газоля можно довести до 80—
'90%.
В условиях промышленной практики входящие в состав агре-
гата адсорберы часто объединяются в виде общей колонны, разде-
ленной на секции, выполняющие последовательно необходимые
операции рабочего цикла. Такое устройство обеспечивает большую
компактность установки и облегчает ее обслуживание.
Разрабатываются также процессы непрерывного действия, когда
поглощение легкого бензина и газоля осуществляется в колонне,
через которую движется слой активированного угля или другого
адсорбента.
221
Десорбция в этом случае проводится также непрерывно, при-
чем создается возможность провести ее ступенчатым образом, с
получением узких целевых фракций. В промышленности искус-
ственного жидкого топлива указанные процессы пока еще не ис-
пользуются.
§ 96.	Синтез под средним давлением
Синтез под средним давлением так же, как и под атмосферным,
проводится в две или три ступени.
Основное отличие синтеза при среднем давлении заключается в
конструкции реакторов. Вместо пластинчатых реакторов здесь
применяются трубчатые реакторы, в которых катализатор поме-
Фиг. 81. Трубчатый реактор Фиг. 82. Схема синтеза при средшм
для синтеза.	давлении.
Сиигпез газ
Водяной газ
щается в трубках, а охлаждающая вода циркулирует в межтруб-
ном пространстве (фиг. 81). Применяются также реакторы, у кото-
рых рабочие элементы состоят из двух концентрических трубок,
между которыми засыпается катализатор.
Охлаждающая вода в реакторах последнего типа циркулирует
по внутренним трубкам и в пространстве между наружными труб-
ками элементов. Такое устройство позволяет получить более топ-
кий слой катализатора и улучшить условия отвода тепла.
222
На фиг. 82 представлена принципиальная схема трехступен-
чатого синтеза при среднем давлении. Предварительно очищенный-
от сероводорода и органических сернистых соединений и сжатый
до рабочего давления процесса, т. е. 10—12 ат, синтез-газ прохо-
дит последовательно все три ступени синтеза.
В случае работы на водяном газе часть последнего пропускается
через установку конверсии окиси углерода с тем, чтобы обеспечить
наличие необходимого соотношения между окисью углерода и
водорода.
Так как в процессе синтеза может происходить от ступени
к ступени отклонение величины отношения СО : Н2 от задан-
ного в сторону недостатка водорода, то предусматривается
ввод конвертированного газа между отдельными ступенями син-
теза.
После каждой ступени смесь продуктов синтеза и газа про-
ходит парафиноотделители, в которых производится выделение
образовавшегося парафина и части тяжелого масла, а затем смесь
поступает на нейтрализацию и конденсацию.
При синтезе под средним давлением получается некоторое коли-
чество кислородных соединений, имеющих кислую реакцию. По-
этому после I и II ступеней, где происходит образование основного
количества этих соединений, смесь продуктов синтеза и газа промы-
вается щелочным раствором в нейтрализаторах, представляющих
собой колпачковые или наЬадочпые колонны.
За нейтрализацией следует конденсация продуктов синтеза,
которая ведется в аппаратах, аналогичных трубчатым холодиль-
никам, или в тарельчатых конденсаторах, где охлаждающая вода
непосредственно соприкасается с газом.
Тяжелое масло и щелочной раствор из нейтрализаторов, а
также масла из конденсаторов проходят через сепараторы,
где масла отделяются от воды и раствора щелочи, и направля-
ются затем в промежуточные емкости для последующей перера-
ботки.
При синтезе под средним давлением извлечение бензина и газоля
не производится между отдельными ступенями, а ведется только
после последней ступени синтеза из парогазовой смеси, поступаю-
щей из конденсаторов III ступени.
При этом адсорбция активным углем заменяется абсорбцией,
(поглощение жидкостью) поглотительным маслом под давле-
нием.
Для характеристики процесса синтеза под средним давлением
в табл. 40 приведены основные показатели одного из заводов,
работавшего в три ступени.
Сопоставляя табл. 40 с данными табл. 38, нетрудно заметить,
что при близком соответствии ряда показателей режим работы во
многом различен.
Наряду с описанными схемами нашли промышленное осущест-
вление и комбинированные схемы, когда одна из ступеней рабо-
тает под атмосферным, а другая при среднем давлении.
22а.
Таблица 40
Основные характеристики процесса синтеза под средним давлением
Показатели	I ступень	II ступень	III ступень	В средней или суммарно
Соотношение II., : СО ....	1,96	1,46	0,91		
Число реакторов, % от общего Среднее число часов работы	60	30	10	—
реактора 			3900	1500	300	—
Средняя температура, °C . . Объемная скорость м3/час газа	191	185	176	
на 1 м3 реакционного объема	95	97	197	57 1
Контракция, %		57	31,2	13,9	73,9
Содержание СО-!!,. % . . . Превращение СО, %	 Выход первичных продуктов на 1 м3 синтез-газа:	—	—-	-—	84.2
	—	—		92,3
без газоля, г .....	—	—.	—-	141—143
с газолем, г		—		—	157—159
1 Исходный газ на суммарный реакционный объем.
§ 97.	Первичные продукты синтеза
Первичными продуктами синтеза являются газоль, легкий бен-
зин, конденсатное масло (синтип), парафин и некоторое количество
кислородных соединений.
Газоль и легкий бензин получаются адсорбцией активным углем
пли поглощением поглотительным маслом с последующей отдувкой
паром (десорбцией) или отгонкой.
Конденсатное масло получается при охлаждении, нейтрализа-
ции и конденсации продуктов синтеза, причем происходит его
грубое разделение на парафин и жидкие фракции.
Парафин с катализатора получается при экстракции катализа-
тора и последующей отгонке растворителя.
Примерное распределение продуктов синтеза показано в табл. 41.
Таблица 41
Распределение продуктов синтеза (в %)
Продукты	Прп работе под	
	атмосферным давлением	повышенным давлением
Газоль (С3—С4)		7—15	9—10
Бензин .*		40—45	20—28
Дизельное топливо		15—20	18—20
Фракция 230—320°			10—17	16—23
Мягкий парафин		6—8	12—21
Твердый парафин 		2—3	10—12
.224

Первичные продукты синтеза подвергаются дальнейшей пере-
работке с целью получения конечной товарной продукции: жид-
ких газов, бензина, дизельных топлив, смазочных масел, мягкого
и твердого парафина, кислородных соединений.
Методы и схемы переработки первичных продуктов синтеза на
разных заводах различны и зависят от характеристики первич-
ных продуктов и от ассортимента товарной продукции, какую
желательно получить.
§ 98.	Переработка газоля и бензина
Газоль или фракция, состоящая преимущественно из углеводо-
родов С3—С4, т. е. пропана, бутана, пропена и бутена, составляет
от 7 до 15% от суммарной продукции синтеза и используется для
получения жидких газов, полимеризационного бензина и спиртов.
Для производства жидких (ожиженных) газов используются
содержащиеся в газоле пропан и бутан, а полимеризационный бен-
зин или спирты в случае их производства получаются за счет не-
насыщенной части — пропена и бутена.
Сырой газоль, получаемый при десорбции или отдувке, содер-
жит значительное количество углекислоты, а также метана и
этана, которые не могут быть введены в состав жидких газов и под-
лежат удалению.
В соответствии с этим сырой газоль сначала подвергается от-
мывке от углекислоты, которая осуществляется в насадочных ко-
лоннах, орошаемых раствором щелочи, а затем сжатию в поршне-
вых компрессорах и охлаждению.
Сконденсированную при этом фракцию С3—С4 обычно пере-
рабатывают совместно с бензином и направляют на стабилизацион-
ную установку, или используют для производства полимер-бензина,
а несконденсированную часть присоединяют к остаточному газу
синтеза.
Легкий бензин, получаемый при отпарке активного угля или
поглотительного масла, перерабатывается обычно вместе с бензи-
новыми фракциями, получаемыми при переработке более тяжелых
продуктов синтеза (и с полимеризационным бензином). Как мотор-
ное топливо первичный бензин синтеза является низкокачествен-
ным продуктом. Его октановое число обычно не превышает 55,
тогда как современные автомобильные двигатели требуют бензина
с октановым числом 66—70, а авиационные — 85—100. Низкое
октановое число этого бензина объясняется тем, что он состоит
главным образом из алканов с прямой неразветвленной цепью, а
содержащиеся в нем алкены также имеют неразветвлепное строение
и в связи с этим невысокие моторные качества.
Бензин отбирается обычно с концом кипения 160°, так как его
хвостовые фракции особенно плохи в отношении их моторных
свойств.
Крекинг-бензины, получаемые при крекинге синтиновых фрак-
ций (конденсатного масла), обладают более высокими моторными
15 Зак. № 2242.	225
характеристиками, и смешение их с легким первичным бензином
дает возможность получения продукта с октановым числом до
65--70. Последнее может быть еще повышено за счет примешивания
получаемого из алкенов газоля полимеризационного бензина,
имеющего высокие моторные свойства.
Переработка сырого бензина в товарный продукт заключается
в его стабилизации и последующей щелочной и водной промывке.
Сырой бензин содержит растворенные легкие углеводороды и имеет
чрезмерно высокую упругость паров. Для удаления этих легко-
кипятцих составляющих и производится стабилизация.
Принципиальная схема стабилизации и очистки бензина пока-
зана на фиг. 83.
Фиг. 83. Схема стабилизации и промывки бензина.
Сырой бензин из промежуточной емкости 9 насосом 8 через
теплообменник 7, в котором подогревается за счет тепла горячего
стабилизированного бензина, и через паровой нагреватель 6 посту-
пает в среднюю часть колпачковой ректификационной колонны 1.
Предусмотрена возможность ввода бензина на разной высоте
колонны, что облегчает регулировку ее работы.
Стекая с тарелки на тарелку, бензин достигает низа колонны
и выходит из нее через кипятильник (паровой нагреватель) 5.
Далее бензин проходит теплообменник 7 и конденсатор 3 и посту-
пает в промежуточную емкость 9, откуда насосом 8 подается на
щелочную и водную промывку.
Отгоняемые от бензина легкие пары выходят сверху колонны
и через конденсатор 2 и холодильник попадают в сепаратор 4 с
промежуточной емкостью. Отсюда часть жидкого продукта воз-
вращается в виде орошения в колонну, а остальная часть направ-
ляется на переработку вместе с газолем.
226
Из верхней части сепаратора-емкости отводятся несконденси-
ровавшиеся газы и пары, которые присоединяются к сырому га-
зо лю.
Для того чтобы продукты, отбираемые в верхней части колонны,
могли быть получены в жидком виде, без применения при этом
искусственного охлаждения, процесс стабилизации проводят под
давлением 8—10 ат.
Для одного из заводов синтеза процесс стабилизации смеси
легкого адсорбционного бензина и тяжелого бензина, получен-
ного при дестилляции более тяжелых продуктов синтеза, на уста-
новке производительностью 12—18 .и3/час характеризуется сле-
дующими данными: давление 7—8 ат', температура верха колонны
60—70° и низа колонны 130—150°; выход стабильного бензина —
94—96%.
Щелочная промывка бензина производится в вертикальных про-
мывателях 10, где бензин прокачивается через 8—10%-ный раствор
щелочи. Щелочь работает обычно несколько недель и сменяется
после того, как ее концентрация падает до 2%. Промытый ще-
лочью бензин через смотровой фонарь 11 поступает в смеситель 14,
где он смешивается с водой, и затем после отстаивания от воды
в промывателе 12 и через флорентийский сосуд 13, где от него от-
деляется отстоявшаяся вода, перекачивается в емкость 9 и далее
на склад готовой продукции.
§ 99.	Переработка конденсатного масла
Конденсатное масло является основным продуктом синтеза
и получается в виде суммарного продукта, который поступает на
переработку либо целиком, либо в виде двух или более фракций,
каждая из которых проходит свой путь переработки.
Принципиальная схема установки дестилляции конденсатного
масла производительностью 8 мг[час на заводе синтеза под атмо-
сферным давлением представлена на фиг. 84.
Установка состоит из трубчатых печей, двух тарельчатых ко-
лонн диаметром 1 м и высотой 18 и 20 м, отпарных колонн, тепло-
обменников, холодильников, промежуточных емкостей, насосов и
различного вспомогательного оборудования.
Конденсатное масло из промежуточной емкости 7 проходит
последовательно четыре теплообменника 2 и нагретое до 100° по-
ступает в трубчатую печь 9, где нагревается до 230°. Отсюда масло
поступает в среднюю часть первой колонны 1, в которой разде-
ляется на отбираемую с верха колонны бензиновую фракцию,
промежуточную фракцию 150—180° и дизельное масло I (170—
235е), отбираемые через отпарные колонны 5, и выходящий снизу
колонны остаток. Последний через промежуточную емкость горя-
чим насосом подается в трубчатую печь 9 и затем в среднюю часть
второй колонны 1, где он разделяется на отбираемое с верха ко-
лонны дизельное масло II, тяжелую фракцию (275—330°), отби-
раемую через отпарную колонну, и парафиновый гатч (> 320°).
15*	227
Фиг. 84. Схема дестилляции конденсатного масла.
В ректификационные и отпарные колонны подается острый
пар. Для охлаждения получаемых фракции имеется ряд холодиль-
ников 3, 4. Отделение от фракций сконденсировавшейся воды
осуществляется в сепараторах 6. Орошение ректификационных ко-
лонн производится подачей продукта из сепараторов 6 насосами 8.
Работа установки характеризуется следующими данными.
1. Расход на тонну перерабатываемого сырья:
Отопительного газа...................... 220	000 ккал
Пара 9 ати............................... 80—100 кг
Воды..................................... 20 -и3
2. Средние выходы продукции в %:
Бензин 75—170°................................... 5
Промежуточная фракция 150—180°............... 3
Дизельное масло I, 170—235°	  44
Дизельное масло II, 230—280°................ 18
или 230—320°................. 32
Тяжелая фракция 275—330°.................... 14
или 310—330° .	  2
Парафиновый гатч, > 320°.................... 16
Газ и потери................................. 1
От описанной схемы заметно отличается показанная на фиг. 85
схема переработки первичных продуктов одного из заводов синтеза
под средним давлением.
Тяжелое масло с парафиноотделителей, нейтрализаторов I и
II ступени и конденсатора III ступени вместе с тяжелым остатком,
получаемым при вакуум-дестилляции поглотительного масла, на-
правляется через промежуточную емкость на дестилляцию. Здесь
смесь разделяется на тяжелый бензин, дизельное масло и остаток,
состоящий в основном из парафина. Этот остаток перерабатывается
затем вместе с парафином с катализатора, а получаемое при этом
дополнительное количество дизельного масла присоединяется к
основному. Масло из конденсаторов I и II ступени синтеза, насы-
щенное поглотительное масло и тяжелый бензин из цеха дестил-
ляции тяжелого масла направляются на другую дестилляционную
установку, где получаются сырой газоль, легкий и тяжелый бен-
зины и остаток.
Этот остаток под вакуумом разгоняется на поглотительное
масло, поступающее на абсорбцию, и упомянутый выше тяжелый
остаток, присоединяемый к тяжелому маслу. Газоль отмывается
от углекислоты, компримируется, присоединяется к легкому бен-
зину и вместе с ним идет на стабилизацию. Легкий бензин после
стабилизации и тяжелый бензин подвергаются промывке щелочью
и водой.
Конденсатное масло в ряде случаев перерабатывается на бен-
зин путем термического расщепления (крекинга). Сущность кре-
кинга, как известно, состоит в том, что исходное сырье нагре-
вается обычно при повышенном давлении до температуры 400—
500° и выдерживается в этих условиях в течение определенного
времени. При этом происходит термическое расщепление продуктов
с образованием, с одной стороны, более легких фракций, с дру-
гой, — тяжелых продуктов уплотнения.
229
Реакционная смесь поступает на ректификацию, где от нее
отбираются бензин и тяжелый остаток, а промежуточные фракции
вновь возвращаются в процесс.
Выход бензина и его качество зависят от типа исходного сырья
и условий проведения процесса. При осуществлении процесса
крекинга с циркуляцией газа последняя способствует переходу
образующихся в ходе крекинга углеводородных газов в полиме-
ризационный бензин и увеличивает выходы и качество бензина.
Нейтрализация Нейтрализация
и конденсация и конденсация
I ступени П ступени
1йбсарбция! I
Конденсация
Ш ступени

т
Масло из
Масло'из\ нейтрализаторов Iи Пет. и
Масло из Конде нсаторов 1 и и ступеней
Насыщенное масло ТяЖелый бензин
КонденсатаробШст.
щия
Газгольдер
газоля
[яЖель/й
Промцфка,
I—I огп F"
со2
Стабилизация
и компри-
1Г мирооание
I а золь	—I гн
\дестилляиия
Г" Тяжелый
остаток
ГТоглогтт.	Тяжелое
\масло |	|^ac>7g|
В цех абсорбции
/Вка
Sззгольдер
Промь/б^а
бензина
х.
[легкий
I бензин
ТяЖелый бензин
Дрстилляиця
Остаток на
переработку
Ди з масло с пере-
работки парафина
Mui
ТяЖелы,
бензин\
Дизельное наело
Фиг. 85. Схема переработки первичных продуктов на заводе синтеза под
средним давлением.
Результаты крекинга синтпна
Таблица 42
Показатели	Сырье спнтин без легких	снятии с легкими фракций	I	фракциями	
Удельный вес 	 Выход крекинг-бензипа, вес. % . Удельный вес крекинг-бензипа . Конец кипения, °C	 Октановое число (моторный метод) Расход ТЭС, мл/л, для доведения октанового числа до 80 ... .	0,769 81,	75,5	70,6 0,7079, 0,7096, 0,6876 200,	197,	168 62,	68,	75 0,93, 0,35	0,725 70,6	65,2 0,7114,	0,6920 197,	160 67,	73 0,98,	0,45
230
Результаты крекинга на такой установке конденсатного масла
(синтина), предварительно освобожденного и не освобожденного
от легких фракций, приведены в табл. 42.
§ 100. Переработка парафина
Продукты синтеза, остающиеся после отбора бензиновых и
дизельных фракций, состоят главным образом из парафинов раз-
личной точки плавления. Эти остаточные высокопарафинистые
Фиг. 86. Схема переработки парафина на заводе синтеза под атмосферным
давлением.
Отбеливающая земля
продукты направляются на дальнейшую переработку вместе с
парафином с катализатора.
В отличие от парафинов, получаемых при переработке нефтей
и смол, содержащих обычно некоторое количество циклических
соединений, синтиновые парафины имеют чисто алифатическую
природу, т. е. состоят из алканов.
На фиг. 86 представлена схема переработки парафина на заводе
синтеза под атмосферным давлением. Сырой парафин, поступаю-
щий на переработку, хранится в расплавленном состоянии в снаб-
женных паровым обогревом сырьевых емкостях 1. Отсюда насосом 2
масса через трубчатую печь 3, где она нагревается до 240—300°,
поступает в нижнюю часть испарителя 4, внутри которого в не-
сколько рядов расположены наклонные пластины, помогающие
лучшему разделению. С верха испарителя отбираются дестиллат-
231
ные фракции, которые переходят в вакуум-колонну 5. Снизу испа-
рителя стекает твердый парафин, поступающий через вакуум-
приемник 7 и промежуточные емкости 8 на дальнейшую очистку.
В нижнюю часть колонны для облегчения отпарки подается водя-
ной пар.
Насадочная колонна работает под вакуумом (40 мм рт. столба
остаточного давления) и дает два продукта: масляные фракции и
мягкий парафин.
г г—
Сиртез 1 ст
Парафин и тяж масло
Синтез Дет. Синтез Шет
1 , ГГ .
с парафиноотоелителеи
контактный^ парафин
Очистка сырого
парафина
Остаток с дестилляции^-^Экстрагированный
тяжелого масла |	| парафин
Парафиновый
Дестилляция парафи-
нового гатч'а\
---——'	Твердый парафин
Нягкий Vwcmkd
Дизельнве '^ТягТТий ко разливки
_ > горючее парафин.; г
Енкоствля
контактного
парафина
Дистилляция
т , ГТР
Тяжелый бензин
Но экстракцию контакт-
ного парафина в peak -
торах
Фиг. 87. Схема переработки парафина на заводе синтеза
под средним давлением.
Мягкий парафин отбирается снизу колонны, масляные фракции
вместе с газообразными продуктами дестилляции — сверху. Пары
конденсируются в конденсаторе-холодильнике бив сепараторе О
отделяются от несконденсированных газов, которые отсасываются
через дополнительный холодильник 6 и приемник-сепаратор 7
вакуум-насосами 10.
Все продукты дестилляции отбираются через парные, попере-
менно работающие вакуум-приемники 7.
Твердый парафин обычно получается достаточно чистым и
без дополнительной обработки может быть направлен на разливку.
В случае, если он имеет темную окраску — от наличия загрязне-
ний или от перегрева и частичного разложения при разгонке,
производится дополнительная очистка отбеливающей землей. Очи-
стка ведется в обогреваемых мешалках 11, из которых парафин
и отбеливающая земля поступают в емкости 12, к которым подве-
ден сжатый азот.
232
Давлением азота смесь подается на горячие фильтр-прессы 13,
где парафин отфильтровывается от земли и поступает в промежу-
точную емкость 14 и далее на разливку.
На одну тонну сырого парафина расходуется отопительного
газа — 240—300 тыс. ккал, пара (9 и 18 ат) — 1000—1400 кг,
воды для охлаждения — 40—80 м3.
Принципиальная схема переработки парафинов синтеза под
средним давлением представлена на фиг. 87.
Конечными продуктами переработки и в этом случае являются
мягкий и твердый парафины и масляные фракции, присоединяе-
мые к дизельным маслам.
Исследовательские работы по разделению сырого парафина на
масла и товарный мягкий и твердый парафины при помощи се-
лективных растворителей проводились, но не были осуществлены
в промышленности. В качестве селективных (избирательных) рас-
творителей использовались ацетон и бензин.
§ 101.	Получение полимеризациояяого бензина
Первичный газоль синтеза поступает на переработку вместе
с крекинг-газом (в случае наличия в работе крекинг-цеха), а также
газолями, получаемыми при стабилизации бензинов (бензина
десорбции поглотительного масла, бензинов крекинга и полиме-
ризации). В ходе переработки газоль компримируется и подвер-
гается ректификации, т. е. фракционирующей перегонке на колон-
нах. Результатом переработки являются:
1)	стабильный легкий бензин, который содержит до 20% фрак-
ций С4 (бутана и бутена), состоит в основном из углеводородов,
содержащих пять углеродных атомов, т. е. пентанов и пентенов,
и примешивается к остальным бензинам;
2)	жидкие газы, состоящие в основном из углеводородов, содер-
жащих 3 и 4 углеродных атома; в случае, если не производится
полимеризационный бензин, они используются как обычный жид-
кий газ или предварительно путем дополнительной разгонки раз-
деляются на фракции С3 — пропановую и С4 — бутановую;
3)	остаточный газ, который используется как отопительный.
Получаемые при переработке сырого газоля жидкие газы содер-
жат 95—96% углеводородов с 3—4 атомами углерода. Содержании
в жидких газах алкенов зависит как от характера синтеза, так и
относительных количеств первичного газоля, газов крекинга и др.
В ряде случаев содержание алкенов составляет 40—50% от
общей суммы С3—С4 углеводородов. При значительном содержа-
нии алкенов жидкий газ оказывается целесообразно подвергнуть
каталитической полимеризации — процессу, который превращает
легкие алкены в более тяжелые углеводороды; подбором условий
процесса и катализатора этот процесс укрупнения молекул регу-
лируется так, чтобы получить в результате полимеризации бен-
зиновые углеводороды, так называемый полимеризационный бен-
зин.
233
Процесс полимеризации практически может проводиться при
среднем давлении (30 ат) и при высоком (200 ат).
Полимеризация при высоком давлении обеспечивает возмож-
ность работы с более высокими объемными скоростями и повышен-
ным выходом полимеризационного бензина за счет более полной
полимеризации алкенов. Так, при работе на одном и том же сырье
были получены следующие показатели (табл. 43).
Таблица 43
Показатели процесса полимеризации
Показатели	Процесс при среднем давлении	Процесс при высоком давлении
Объемная скорость, mlnacl.u3 . . . Выходы в весовых %:	0,3	0,85
полимеризационного бензина .	28,8	29,9
жидкого газа		60,0	60,7
дизельного масла 		2,9	1,7
остаточного газа		8,3	7,7
Октановое число бензина		95—97	97—99
Процесс в обоих случаях проводился на катализаторе, состоя-
щем из фосфорной кислоты, нанесенной на активный древесный
уголь. При работе в условиях высокого давления применяется
катализатор с повышенным содержанием фосфорной кислоты.
Принципиальная схема процесса представлена на фиг. 88.
Из емкости 1 для хранения жидкий газ забирается насосом 2
и через паровой нагреватель 3 (нагрев до 180—200° 18-атмосфер-
ным паром) подается в последовательно включенные реакторы 4,
наполненные катализатором; между реакторами размещены про-
межуточные подогреватели 6. При пуске реакторы предварительно
разогреваются до 160° инертным газом, нагреваемым в специаль-
ном паровом нагревателе 5.
Температура реакции 190—220°. Выше этой температуры про-
исходит порча катализатора. Процесс полимеризации идет с вы-
делением тепла, составляющим 200—290 ккал/кг полимеризацион-
ного бензина. Отвод тепла производится при помощи включаемых
между реакторами масляных холодильников 7. Охлаждение ве-
дется так, чтобы на входе в любой из реакторов температура со-
ставляла 180°.
Контактный аппарат или реактор среднего давления рассчи-
тан на 1,5 т катализатора. В наружный кожух реактора поме-
щается цилиндр, суженный внизу в воронку. Катализатор насы-
пается на решетки, расположенные внизу и в средней части вну-
треннего цилиндра.
Сырой полимеризат (продукт полимеризации) отбирается после
каждого реакционного аппарата из масляного холодильника;
отсюда он поступает в сепараторы и далее на сброс давления (дрос-
234
селирование 8, 9) до 15 ат, а затем до 1 ат. При дросселировании
отделяется газолъ, увлекающий часть полимеризационного про-
дукта. Остаточный газоль после последнего реактора охлаждается
до 20—40° и также дросселируется, причем отделяется остаточ-
ный газ образовавшийся в ходе полимеризации.
Газоли дросселирования поступают на фракционирование. От
них отделяются увлеченные ими легкие фракции полимеризацион-
ного бензина, а оставшийся жидкий газ, состоящий почти нацело
из пропана и бутана, либо непосредственно используется как жид-
кий газ, либо дополнительно разделяется на пропан и бутан.
Исходной газоль
Фиг. 88. Схема получения полимеризационного бензина.
Бензин проходит стабилизацию 10 и промывку щелочью 11
для удаления фосфорной кислоты, содержание которой в полиме-
ризационном бензине составляет в пересчете на КОН около 1,2 мг
на литр. В заключение производится повторная разгонка бензина
в колонне 12 для отделения из него «хвостовых», т. е. высоко-
кипящих, фракций. Полимеризационный бензин отбирают с кон-
цом кипения 200°. Его октановое число 95—97.
Остаток, получающийся при повторной дестилляции бензина,
выкипает до 300—310°, имеет очень низкую температуру застыва-
ния (—70°) и может быть использован как добавка к дизельным
топливам.
§ 102.	Материальный и тепловой балансы процесса газификации
угля и последующего синтеза моторного топлива
Для общего представления о выходах продукции из угля как
в весовом, так и тепловом значениях в табл. 44 и 45 приведены соот-
ветствующие суммарные материальный и тепловой балансы процес-
сов газификации угля и синтеза (при работе под средним давле-
нием).
235
Таблица 44
Материальный баланс процесса переработки угля методами газификации
и последующего синтеза
(на 1 т условного топлива)
Приход
Расход
Технологическое топливо
для получения синтез-газа
в пересчете на условное
Получено
1000
Бензин легкий ............
» тяжелый ..............
Дизельное топливо ........
Парафин . .	..........
Жидкие газы ..............
Кислородные соединения
(спирты и др.)............
Остаточный газ (отопительный)
60
50
50
66
18
6
315
Итого . . .	565
Отходы и потери при гази-
фикации угля и синтезе . .
435
Всего . .
1000 [I
Всего
1000
Таблица 45-
Тепловой баланс процесса переработки угля методами газификации
и последующего синтеза
Приход	%	Расход	%
Тепло израсходованного технологического топ- лива для получения синтез-газа 		100,0	Тепло полученных жидких про- дуктов 	 Тепло остаточного газа 		40,0 15,0
		Итого . .	55,0
		Потери при газификации .... Потери при синтезе		20,0 25,0
Всего . . .	100,0	Всего . . .	100,0
236
§ 103.	Характеристика конечных продуктов синтеза и их
использование
Конечными продуктами синтеза являются жидкие газы, бен-
зин, фракции дизельного топлива, мягкий и твердый парафины.
Характеристика и пути использования жидкого, газа и бензина
синтеза уже описаны ранее.
Дизельные фракции синтина могут быть использованы в ка-
честве дизельного топлива или как высокоцетановая добавка.
.Алкановая структура этих топлив обусловливает высокие цетано-
вые числа, которыми характеризуются их моторные свойства.
Фракции, содержащие увеличенное количество алкенов, имеют
пониженные цетановые числа, которые все же значительно выше,
чем у большинства обычных дизельных топлив.
Необходимо отметить, что, несмотря на высокие цетановые
числа, чисто синтетические дизельные топлива не являются наи-
лучшими, особенно фракции тяжелых дизельных топлив. Значи-
тельным недостатком этих продуктов является их сравнительно
высокая температура застывания. Высококачественные топлива,
отвечающие всем требованиям, можно получить, смешивая синти-
новые продукты с фракциями нефтяного или каменноугольного
происхождения. Однако необходимо при получении таких смесей
производить тщательное удаление асфальтенов и смолообразова-
телей, наличие которых может привести к расстройству работы
двигателя.
Легкое синтиновое дизельное топливо характеризуется при-
мерно такими показателями:
Пределы кипения ............................... 154—252°
Удельный вес................................... 0,743—0,749
Точка застывания...............................—38—41°
Температура вспышки............................ 32—49°
Цетановое число................................ 75—78
Фракция тяжелого дизельного масла имеет следующие пока-
затели:
Пределы кипения.................... 241—320'
Удельный вес ......................... 0,772
Точка застывания ..................... -|-2
Сульфохлорированием этой фракции, т. е. обработкой хлором
и серной кислотой, можно получить моющие средства.
Для получения моющих средств использовалась также фрак-
ция тяжелого мазла, имевшая несколько утяжеленный по срав-
нению с фракцией тяжелого дизельного масла фракционный состав
(240-340°).
Более высококипящие фракции продуктов синтеза, остающиеся
после отбора бензина и дизельных фракций, состоят в основном
из парафинов разного молекулярного веса с различными точками
плавления и разделяются обычно на мягкий и твердый парафины.
Мягкий парафин в основном используется для получения жир-
237
ных кислот при мыловарении. На основе этих жирных кислот
и глицерина был осуществлен также промышленный синтез пище-
вых жиров. Частично мягкий парафин используется для производ-
ства смазочных масел.
Твердый парафин используется как товарный продукт для
пропитки бумаги, для изготовления вазелина, для целей изоляции
в электропромышленности и может быть использован для получе-
ния смазок и т. п.
В первичных продуктах синтеза отсутствуют вещества, обла-
дающие смазывающими свойствами.
Однако смазочные масла могут быть получены путем после-
дующей переработки продуктов синтеза. В промышленном мас-
штабе применялось несколько различных процессов, важнейшие
из которых основаны на полимеризации алкенов в присутствии
хлористого алюминия.
Алкены для полимеризации получались разными путями: ис-
пользовались как алкены легких и средних фракций первичных
продуктов синтеза, так и алкены, содержащиеся в продуктах кре-
кинга тяжелых масел и парафина.
Алкены получались также хлорированием алканов с последую-
щим отщеплением хлористого водорода. Например,
C18H38-f-Cl, —> С18Н37С1+НС1
C18H37Cl->C18H36-f-HCl
Получаемые масла имеют достаточно удовлетворительные ка-
чества. Изменяя условия проведения процесса и таким образом
глубину или степень полимеризации, можно влиять на характер
получаемых масел в сторону получения масел более легких или
более тяжелых.
Хорошим сырьем для крекинга на алкены является фракция
220—320° первичных продуктов синтеза. Перед крекингом обяза-
тельно фильтрование фракции с целью удаления следов кобальта,
увлекаемых из катализатора синтеза. Наличие даже следов ко-
бальта приводит к протеканию побочных реакций, снижению ка-
чества и выходов получаемых масел.
Синтетические смазочные масла на базе первичных продуктов
синтеза получались также обработкой тяжелых фракций тихими
электрическими разрядами, их хлорированием с последующей пря-
мой конденсацией или алкилированием ароматикой, а также
алкилированием ароматики синтетическими алкенами.
На базе жирных кислот, получавшихся окислением фракции
С18—С24, производились также консистентные смазки.
§ 104.	Получение стандартных моторных топлив из первичных
продуктов синтеза
Из приведенных выше характеристик первичных продуктов
синтеза можно притти к выводу, о том, что процесс синтеза над ко-
бальт-ториевым катализатором, особенно процесс, проводимый под
238
средним давлением, мало приспособлен для непосредственного про-
изводства моторных топлив.
Получаемые первичные бензины имеют низкое октановое число
и не выдерживают требований современных ГОСТ. Дизельные топ-
лива имеют высокие цетановые числа, но не выдерживают требова-
ний по точке замывания и вязкости; получается также значитель-
ное количество высококипящих фракций.
Все это заставляет оценивать синтез над кобальт-ториевыми
катализаторами скорее как процесс получения сырья для после-
дующего органического синтеза, чем как процесс непосредствен-
ного производства моторных топлив, и обусловливает необходи-
мость развития исследовательских работ по подбору других ката-
лизаторов и таких условий проведения процесса, которые обеспе-
чивали бы преимущественное получение в ходе синтеза фракций
легких моторных топлив высокого качества.
При существующем уровне техники синтеза, если целевой за-
дачей является получение легких моторных топлив, приходится
прибегнуть к дополнительному процессу — деструктивной пере-
работке первичных продуктов, т. е. крекингу получаемых средних
и тяжелых фракций первичных продуктов синтеза.
До настоящего времени в промышленности реализован лишь
термический крекинг конденсатного масла, однако проведенные
экспериментальные работы показывают возможность использова-
ния также и процесса каталитического крекинга. В зависимости от
заданного ассортимента продуктов на крекинг может быть напра-
влена более или менее широкая фракция первичных продуктов с
тем или иным отбором дизельных фракций и парафинов.
Процесс крекинга парафинового сырья сопровождается значи-
тельным газообразованием, причем получаемые газы содержат
много пропена и бутенов. Совместная их полимеризация с пропеном
и бутенами газоля позволяет повысить ресурсы полимербензина и
дополнительно улучшить качество суммарного бензина, предста-
вляющего собой смесь первичного бензина, крекинг-бензипа и по-
лимербензина. Компаундирование средних фракций крекинга
вместе с дизельными фракциями первичных продуктов синтеза
позволяет получить дизельные топлива, удовлетворяющие всем
требованиям; дополнительные возможности повышения качества
дизельных топлив в отношении точки застывания дает использова-
ние специальных присадок (депрессаторов), снижающих точку
застывания.
Следует отметить, что протекание процесса каталитического
крекинга фракций синтина существенно отличается от протекания
этого процесса при нефтяном сырье. В последнем случае по мере
утяжеления исходного сырья происходит ухудшение процесса,
о чем можно судить по увеличению относительного выхода газа и
значительному возрастанию коксообразования. В основном это
объясняется тем, что более тяжелые дестиллатные фракции содержат
повышенное количество конденсированных (многоядерных) арома-
тических углеводородов, которые, принимая мало участия в бен-
239*'
зиноооразовании, превращаются на катализаторе в «кокс» с по-
путным выделением низкомолекулярных газов, преимущественно
метана и водорода.
При крекинге синтиновых фракций положение складывается
по-иному, так как утяжеление сырья не сопровождается существен-
ным изменением его группового состава: как легкие, так и тяже-
лые фракции синтина в основном состоят из алканов с примесью
алкенов, содержание которых обычно уменьшается при утяжелении
сырья.
При крекинге алканов, в отличие от крекинга конденсированных
ароматических углеводородов, при утяжелении сырья можно ожи-
дать уменьшения относительной величины газообразования, т. е.
увеличения отношения бензина к газу. Проведенные эксперимен-
тальные работы действительно показали, что при каталитическом
крекинге синтиновых фракций увеличивающегося молекулярного
веса и при одинаковых условиях процесса (450°, объемная ско-
рость 3,0) выход бензина не только не падает, но даже увеличи-
вается. Так, при полной переработке исходного сырья на бензин
(т. е. работе с возвратом более тяжелых продуктов для вторичной
переработки) из фракции 225—310° было получено 53,5%, а из
фракции 310° — конец кипения 62,5% (по весу) бензиновой фрак-
ции.
Таким образом, увеличение молекулярного веса подвергаемых
реакции фракций синтина значительно улучшает протекание про-
цесса, несмотря на увеличение газообразования, связанное с уве-
личением глубины распада за проход для более тяжелого сырья.
§ 105.	Катализаторы процесса синтеза жидких топлив из газов
Промышленное осуществление процесса синтеза жидких топ-
лив из газов стало возможным только после разработки эффектив-
ных катализаторов. Будущее развитие процесса синтеза в значи-
тельной мере также будет связано с подбором и разработкой новых
катализаторов, способных наплучшим образом влиять на процесс
и направлять его в желательную сторону.
Над катализаторами синтеза ученые интенсивно работают в
течение более чем двух десятков лет. Значительная доля в этих
работах принадлежит советским исследователям — Зелинско-
му Н. Д., Казанскому Б. А., Эйдусу Я. Т., Рапопорту И. Б.,
Каржеву В. И., Башкирову А. Н. и др.
После впервые осуществленной проф. Е. И. Орловым в 1908 г.
каталитической реакции синтеза из СО и Н2 в дальнейших экс-
периментальных работах в области разработки катализаторов для
процесса синтеза жидких топлив из газов были использованы в ка-
честве основных металлов для катализаторов никель, кобальт и же-
лезо. Было установлено, что применение никеля в чистом виде не
является целесообразным, так как продуктом синтеза являлся в
этом случае преимущественно метан. Это объясняется наличием
слишком сильной гидрирующей и отсутствием полимеризующей
240
способности у никеля. Введением в состав никелевого катализатора
добавки других металлов — активаторов — удалось подавить мета-
нообразование и несколько увеличить выход жидких продуктов.
Значительно лучшие результаты были получены с кобальто-
выми катализаторами, причем была твердо установлена целесооб-
разность использования многокомпонентных катализаторов, т. е.
добавок к основному металлу катализатора —• активаторов, повы-
шающих активность катализатора и направляющих определенным
образом его действие. При этом активирующие добавки выполняют
все или часть следующих функций:
1)	обеспечивают такой каталитический эффект (по силе), какого
основной металл катализатора не имеет в чистом виде;
2)	активируют (промотируют) катализатор;
3)	предотвращают или затрудняют отравление катализатора;
4)	ускоряют и облегчают процесс приготовления, формирова-
ния, разработки и регенерации катализатора;
5)	улучшают физическую структуру катализатора.
Во многих случаях, в частности, при использовании так назы-
ваемых осажденных катализаторов, часть этих функций (4, 5)
принимает на себя «носитель», т. е. материал, на который осаж-
даются металлические компоненты катализатора.
В цепом можно сказать, что лучшие результаты дают те ката-
лизаторы, у которых:
I) каждый компонент подобран в связи с тем эффектом, который
он оказывает на реакцию:
2) относительные количества компонентов подобраны так, что
суммарный катализатор приспособлен к направлению реакции
синтеза в сторону получения продуктов желаемых молекулярного
веса и структуры.
Широкое промышленное применение получил осажденный на
кизельгуре кобальтовый катализатор с добавками окиси тория и
магния.
Этот катализатор применяется на заводах синтеза, так как он
обеспечивает большой срок работы, дает высокий процент исполь-
зования СО и относительно небольшое метанообразование.
Теоретический выход продуктов синтеза по реакции
СО+2Н2—>СН2+Н2О
284-4->14+18
с 1 м3 «идеального», т. е. без примесей синтез-газа состава
1/з СО и 2/3 Н2, составляет
14 •1000
~22,4 • 3
208 г [нм3.
Фактически синтез-газ обычно содержит около 15% примесей
(СО2, СН4 и др.) и теоретический выход на 1 нм3 такого газа не
превышает 180 г[нм3.
Современные активные кобальтовые катализаторы дают вы-
ходы до 170 г/м3, а в среднем по практическому опыту ряда заво-
16 Зак. № 2242.	241
дов дают до 140—145 г первичных продуктов синтеза (без учета
метана) на 1 м3 синтез-газа.
Примерный состав промышленного кобальт-ториевого ката-
лизатора на кизельгуре (в расчете на 100 частей кобальта):
Кобальт Со ....................... 100
Окись тория ThO2 ................... 5
Окись магния MgO.................... 8
Кизельгур....................... 180—220
Применялись составы и со значительно большим содержанием
носителя. Так, например, в литературе приводится состав:
Кобальт Со.......................... 100
Окись тория ThO, ................... 8,8
Окись магния	MgO.................... 4,4
Кизельгур....................... 260—330
Особое место занимает металл рутений. Рутениевые катализа-
торы направляют процесс (оптимальные условия: температура
150—280° и давление ~ 30 ат) преимущественно в сторону обра-
зования высших твердых парафинов. При этом может быть полу-
чено до 60% (от суммарного выхода первичных продуктов) парафи-
нов с молекулярным весом наиболее тяжелых фракций до 20 000.
Наличие в составе катализатора окиси магния увеличивает
прочность и уменьшает истираемость катализатора. Это очень
важно, так как образование в реакторах катализаторной пыли
приводит к ухудшенному распределению газа, возможности мест-
ных перегревов и преждевременной порче катализатора.
Предполагается, что наличие окиси магния облегчает также
разработку катализатора и снижает наклонность к отложению
углерода и метанообразованию.
Однако катализатор, содержащий наряду с кобальтом лишь
торий, дает большие выходы парафинов. Поэтому на практике
соотношение между Mg и Th подбирается с таким расчетом, чтобы
получить катализатор с хорошими физическими характеристиками,
обеспечивающий одновременно получение хороших выходов про-
дуктов.
Применяемый для изготовления катализатора носитель — ки-
зельгур (инфузорная земля) — не должен содержать более 1%
железа для предотвращения сильного метанообразования, а со-
держание в нем окиси алюминия А12О3 не должно превосходить
0,4%, иначе возникают трудности в процессе приготовления ката-
лизатора.
Дефицитность и высокая стоимость кобальта и тория, входя-
щих в состав катализатора, приводят к необходимости регене-
рации отработанного катализатора. Процесс регенерации является
сложным процессом, требующим наличия значительного количе-
ства аппаратуры, затраты большого количества химикатов и зна-
чительных энергетических затрат. При этом все же не удается
вследствие неизбежных потерь осуществить 100%-ный возврат
кобальта и тория и приходится добавлять некоторые их количе-
ства.
242
Стремление создать более дешевые катализаторы, которые не
требовали бы затраты дефицитных и дорогих металлов на их при-
готовление и по цене допускали бы возможность однократного
использования (т. с. отказа от регенерации), привело к широкой
постановке работ в области железных катализаторов. Работы в
атом направлении проводились и продолжают проводиться как
в СССР, где достигнуты значительные успехи, так и в ряде других
стран.
Некоторые из разработанных железных катализаторов были
испытаны в промышленном масштабе, причем были получены удо-
влетворительные результаты как по устойчивости, так и по вы-
ходам продукции.
§ 106. Сплавные, «скелетные» катализаторы
Низкая теплопроводность осажденных кобальт-ториевых ка-
тализаторов, затрудняющая отвод тепла при реакциях синтеза,
зависит в основном от низкой теплопроводности носителя-кизель-
гура.
В связи с этим значительное внимание было уделено вопросам
разработки сплавных или так называемых «скелетных» (состоя-
щих целиком из металлов) катализаторов с отказом от использо-
вания носителя.
Катализатор должен иметь развитую активную поверхность,
что достигается губчатым строением катализатора, с большим коли-
чеством мелких пор, наличие которых резко увеличивает его сум-
марную поверхность.
Такое строение катализатора можно обеспечить сплавлением
кобальта, никеля или их смеси с металлическим алюминием или
кремнием, с последующим выщелачиванием сплава водным раство-
ром едкого натра или едкого калия; при этом алюминий или крем-
ний растворяются и, таким образом, получают мелкопористый ката-
лизатор с сильно развитой поверхностью. Насыпной вес такого ка-
тализатора составляет около 4,0 вместо 0,3—0,4 для осажденного
Катализатора.
В Советском Союзе были проведены большие исследования по
работе сплавных, «скелетных» катализаторов. В ходе этих работ
было установлено, что наилучшие результаты получаются при
использовании кобальт-никелевых катализаторов с соотношением
Со : Ki примерно 1 : 1. Катализаторы, получаемые сплавлением с
кремнием, также активны. Нежелательно присутствие даже сле-
дов меди. В ходе экспериментальных работ было установлено,
что весьма большое влияние на активность сплавных катализаторов
оказывают чистота исходных металлов, крупность зерна, условия
выщелачивания, полнота удаления кремния или алюминия, усло-
вия промывки* и подготовки к работе.
В результате детальных исследований были разработаны вы-
сокоактивные сплавные катализаторы, которые по активности и
длительности работы мало уступают осажденным. Однако опыт
16*	243
показал, что они не дают возможности сколько-нибудь значитель-
ного увеличения объемных скоростей процесса, несмотря на боль-
шой расход Со и Ni. Не удалось также разработать дешевые ме-
тоды регенерации алюминия при его выщелачивании.
Сплавные, «скелетные» катализаторы промышленного приме-
нения не получили.
§ 107. Производство кобальт-ториевого катализатора
В ходе работы катализатор теряет активность. Это сказывается
в том, что выходы продуктов синтеза начинают постепенно падать.
Сначала удается поддерживать выходы на необходимом уровне
путем постепенного повышения температуры процесса. После того,
как достигнута допустимая максимальная температура, итти этим
путем дальше нельзя и для восстановления активности катализа-
тора приходится производить его «оживление», что осуществляется
промывкой катализатора тяжелым бензином или легким дизельным
маслом, часто с последующим восстановлением водородом.
Однако исходная активность катализатора восстанавливается
при этом неполностью, и следующий цикл или период работы на-
чинается уже при несколько более высокой температуре.
Таким образом, после каждого «оживления» рабочий интервал
температур становится меньше и в конце концов он делается та-
ким, что проводить последующие экстракции уже нецелесообразно.
Тогда катализатор выгружается из реактора и направляется на
регенерацию, в ходе которой он приготовляется совсем заново,
и полученный катализатор приобретает нормальную активность.
Регенерация катализатора производится на катализаторной
фабрике, которая представляет собой сложное производство, в
составе целого ряда основных и вспомогательных цехов. На этой
же фабрике производится приготовление и нового катализатора
из свежих Со, ThO2 и др. Однако это производство по масштабу
и сложности процесса имеет на катализаторной фабрике подчи-
ненное значение.
Регенерация кобальта и тория из отработанного катализатора
производится по следующей схеме (фиг. 89).
Регенерация кобальта. Отработанный катализа-
тор, подвергнутый в реакторах предварительной промывке от пара-
фина и содержащий еще 3—5% парафина, подается в специальных
емкостях на катализаторную фабрику и замешивается здесь с во-
дой в суспензию (взвесь). Для замеса используется промывная
вода II, получаемая в ходе одной из последующих операций.
После отделения всплывшего парафина суспензию катализатора
из емкости 1 перекачивают в растворитель 2 (емкость из кислото-
упорного материала с мешалкой и обогревательным змеевиком),
в котором производится обработка катализатора концентрирован-
ной 53%-ной азотной кислотой.
Полученный раствор после охлаждения до 40° перекачивают в
промежуточные емкости 3, откуда раствор-суспензия подается на
244
фильтрпрессы 4 для отделения азотнокислых солей от кизельгура.
После заполнения фильтра осадком тотчас промывают его промыв-
ной водой III и затем умягченной водой, подкисленной азотной
кислотой.
При фильтрации и промывке осадка отбирают:
1)	фильтрат и промывные воды J;
Фиг. 89. Схема регенерации кобальт-ториевого катализа-
тора. Регенерация кобальта.
245
2)	промывные воды II; эти промывные воды используются для
замеса с отработанным катализатором;
3)	промывные воды III; эти воды вновь возвращаются на про-
мывку;
для сбора фильтрата и промывных вод I, II, III служат ем-
кости 7;
4)	разбавленные промывные воды; эти воды направляются в
осадительные емкости 5, где производится осаждение содержа-
щихся в них Со и Th.
После промывки кизельгур, оставшийся в фильтрпрессах, про-
дувают воздухом, а затем выгружают в желоба 6 и транспортируют
в отвал или в цех регенерации носителя.
К отфильтрованному азотнокислому раствору добавляют рас-
твор соды для осаждения и отделения тория и железа. Осаждение
ведут при 60° в деревянных чанах 8, снабженных мешалками, путем
приливания сначала концентрированного раствора соды и затем
разбавленного раствора. В этих условиях торий и железо осажда-
ются согласно уравнениям
Th (N03)4-f-2Na2CO34-2H20=Th (ОН)2 CO3-F4NaNO3-f-CO2+H2O,
2Fe (NO3)34-3Na2CO3=Fe2 (CO3)3-f-6NaNO3,
тогда как Co, Mg и Ca остаются в растворе.
Полученный осадок отфильтровывают на фильтрпрессах 9. Про-
мывка осадка также ведется в несколько ступеней. При фильтра-
ции и промывке отбирают:
1)	фильтрат и промывные воды I (промывка ведется промежу-
точными водами) в емкость 10;
2)	промывные воды II (используются для промывки следующей
партии осадка) в емкость 11;
3)	разбавленные промывные воды; эти воды направляются в
осадительные емкости 5 вместе с водами окончательной отмывки
кизельгура.
Осадок из фильтрпрессов 9 через желоба 12 направляется в цех
регенерации тория.
Фильтрат, полученный после отделения железа и тория, на-
правляют в промежуточные емкости 13, где при дополнительном
добавлении соды выпадает шлам, который отфильтровывают на
фильтрпрессах 14 и присоединяют к поступающему на регенера-
цию катализатору, а фильтрат поступает в чаны-отделители каль-
ция и магния 15.
Здесь раствор подкисляют азотной кислотой и затем добавляют
концентрированный водный раствор фтористого натрия из расчета
осаждения 100% Са и 50—90% Mg по реакциям:
Ca (NO3)2-f-2NaF = CaF2+2NaNO3,
Mg(NO3)2+2NaF=MgF24-2NaiNO3.
Через несколько часов в раствор добавляют соду и отфильтро-
вывают выпавший осадок. Отфильтрованный на фильтрпрессах 16
246
осадок после промывки направляют в отвал, часть промывных вод
собирается в емкость 17 для промывки следующей порции шлама,
а разбавленные промывные воды присоединяются к остальным раз-
бавленным водам. Для улучшения фильтрации в чан прибавляют
некоторое количество кизельгура.
Полученный раствор азотнокислого кобальта собирается в про-
межуточные емкости 18 и используется для приготовления катали-
затора.
Поступившие в осадительные емкости 5 разбавленные промыв-
ные воды, полученные при промывке кизельгура, железо-торие-
вого и кальций-магниевого шламов нагревают и добавляют соду.
Полученный осадок, отфильтрованный на фильтрпрессах 19 и
состоящий из карбонатов кобальта, тория и магния, растворяют
в азотной кислоте, в емкости 20.
Полученный раствор присоединяют к раствору, получаемому
при растворении поступающего на регенерацию отработанного ката-
лизатора в емкости 3 для дальнейшей совместной переработки.
Регенерация тория. Поступивший в цех регенера-
ции тория железо-ториевый шлам, полученный в ходе регенерации
кобальта, в емкости 1 (фиг. 90) смешивается с раствором серно-
кислых натрия и калия, получаемых при одной из последующих
операций, после чего полученная суспензия перекачивается в
чаны-растворители 2.
Здесь путем добавления серной кислоты производится растворе-
ние шлама по уравнениям
Th (CO3)24-2H2SO4^Th (SO4)24-2CO2+2H2O,
Fe2 (CO3)3+3H2SO4=Fe2 (SO4)3-f-3CO2-f-3H2O.
После этого добавлением твердого сернокислого калия перево-
дят торий в осадок в виде двойной соли сульфата калия и тория,
которая получается по реакции
Th (SO4),+2K2SO4=[Th (SO4)4] К4.
Сернокислое железо остается при этом в растворе.
Полученный осадок двойной ториевой соли отфильтровывают
на прессах 3 и к фильтрату содержащему сульфат железа и сво-
бодную H2SO4 добавляют известь, в результате чего выпадает оса-
док, направляемый из емкости 4 в отвал.
Осадок двойной ториевой соли, в котором остается еще неболь-
шая примесь Fe.2(3O4)3, растворяют в емкости 5 в горячем растворе
соды. Растворение идет по уравнениям:
[Th(SO4)4] K4+2Na3CO3=Th(CO3)2+2Na2SO4+2K2SO4,
Th (CO3)2+3Na2CO3=[Th (CO3)5] Na6>
причем ториевую соль вводят во взятый с избытком горячий рас-
твор соды.
При указанном растворении содержащийся в ториевой соли
сульфат железа переходит в гидроокись и выпадает в виде шлама,
247
который после фильтрации на фильтрпрессах 6 направляют в втвал,
или в случае содержания в нем тория присоединяют к исходному
железоториевому шламу в емкость 1.
Свободный от железа раствор комплексной ториевой соли на-
правляется в следующую емкость 7, где соль разрушается крепкой
серной кислотой с получением осадка гидрокарбоната тория. Полу-
чаемый при фильтрации осадка на фильтрпрессах 8 раствор серно-
кислых калия и натрия используется для получения суспензии из
Ре-Th шлап
Фиг. 90. Схема регенерации кобальт-ториевого катализа-
тора. Регенерация тория.
поступающего на регенерацию железо-ториевого шлама (см. выше),
а осадок гидрокарбоната тория направляется в растворитель 9
где обрабатывается азотной кислотой.
Полученный раствор азотнокислого тория после дополнитель-
ной фильтрации на прессах 10 направляется через промежуточную
емкость 11 в цех приготовления катализатора. Для улучшения
фильтрации в растворитель 9 добавляют кизельгур, направляемый
затем в отвал.
Отработанный кизельгур, получаемый при регенерации катали-
затора, может быть подвергнут регенерации путем обжига при
550—600° в окислительной атмосфере. Для обжига могут быть ис-
пользованы вращающиеся барабанные печи, а также и вертикаль-
248
ные шахтные аппараты типа печей для регенерации отбеливающих
глин.
Приготовление катализатора. Для пригото-
вления катализатора используются азотнокислые растворы ко-
бальта и тория, получаемые при регенерации отработанного ката-
Th	Со
Фиг. 91. Схема приготовления кобальт-ториевого
катализатора.
лизатора. Свежие кобальт и торий приходится добавлять лишь для
покрытия потерь при регенерации, которые составляют в нормаль-
ных условиях работы 4—5% для кобальта и 7—8% для тория.
Регенерация магния не производится, и соответствующий рас-
твор готовится заново растворением окиси магния в азотной кис-
лоте.
Приготовление катализатора примерного состава Со—ThO2—
MgO — кизельгур: 100—5—8—200 в производственных усло-
виях проводится примерно следующим образом (фиг. 91):
249
Пользуясь мерниками 1, 2, 3, азотнокислые растворы смеши-
вают в специальной емкости 7 в соответствующих соотношениях,
причем для получения азотнокислого раствора магния окись маг-
ния растворяют в азотной кислоте в емкости 4 и раствор отфильтро-
вывают на фильтрпрессе 5.
Па специальной установке 6 готовят раствор соды, используя
для ее растворения часть промывных вод, получаемых в ходе про-
мывки осажденного катализатора.
Отмеренные количества содового и азотнокислого растворов
(в мерниках 8 и 9) нагревают в емкостях из нержавеющей стали 10
и 11. В чан 12 загружают горячий раствор соды из мерника 11, к
нему быстро приливают азотнокислый раствор из мерника 10, при
интенсивном перемешивании к смеси добавляют нужное количе-
ство кизельгура и после кратковременного дополнительного пере-
мешивания массу быстро подают на фильтрпресс 13.
Осаждение протекает согласно уравнениям:
2Со (NO3)2+2Na2CO3+2H2O=Co2 [С03 (ОН)2]4-СО2+
+H2O+4NaNO3,
Th (NO3)4+2Na2CO3=Th (CO3)2+4NaNO3,
Mg(NO3)2+Na2CO3=MgCO3+2NaNO3.
При фильтрации и промывке отбирают:
1)	фильтрат и промывные воды, получаемые при подаче на
фильтр промывных вод II; получаемый маточный раствор через
промежуточную емкость 14 идет на упарку для утилизации ни-
тратов;
2)	промывные воды I, используемые для растворения соды и
направляемые в емкость 15;
3)	промывные воды II, поступающие в емкость 16 и возвра-
щаемые в цикл промывных вод.
Из фильтрпресса масса подается в смеситель 17, куда заранее
загружается порция замешанной с водой пыли, получаемой при рас-
севе высушенного катализатора.
После замеса с пылью в смесителе 18 в течение 45 мин. масса
подается на барабанный вакуум-фильтр 19. Отсюда сырая катали-
заторная масса, еще содержащая до 7096 воды, проходит формо-
вочный агрегат 20 типа макаронной машины. Полученные тонкие
колбаски катализатора поступают далее в сушилку 21, где подсу-
шиваются до остаточного содержания влаги около 5%.
Сушка катализатора должна проводиться в возможно более
мягких условиях. При использовании так называемых турбинных
сушилок температура в верхней части аппарата составляет 95—
105°, а в нижней 90—95°; продолжительность сушки — около 2 ча-
сов Получаемая при сушке катализаторная пыль содержит трудно
поддающуюся восстановлению модификацию окиси кобальта. По-
этому пыль отсасывают из сушилки, и воздух, содержащий пыль,
промывается водой. Полученный при этом шлам отфильтровывают
250
и присоединяют к отработанному катализатору, поступающему на
регенерацию.
Из сушилки катализатор направляется при помощи системы
транспортеров и элеваторов 22, 23 на рассев. Для рассева приме-
няются вибрационные сита 24, причем отбираются три фракции
зерен: до 1 мм, 1—3 мм и более 3 мм.
Зерна более 3 мм дополнительно измельчают на дробилке 25 и
подвергают рассеву на ситах 26, фракция 1—3 мм после вторич-
ного рассева на ситах 27 отбирается как целевая, а зерна до 1 мм
и пыль замешивают с водой и направляют, как было ранее ука-
зано, для смешения с сырой катализаторной массой из фильтр-
прессов 13.
Нормально высушенный катализатор имеет зерна светлофиоле-
тового цвета. Перегретый катализатор имеет цвет от темносерого
до черного.
При сушке катализатора происходит частичное разложение
углекислых солей и переход их в соответствующие окпслы.
Восстановление и охлаждение катали-
затора. Для получения активного катализатора часть содержа-
щихся в нем окислов дсг'ъ-ча быть восстановлена до металлов.
Восстановление катализатора производится ~ 95%-ным водоро-
дом, при 350—450°, до содержания в катализаторе 55—70% вос-
становленного кобальта.
Камера восстановления состоит из центральной части квадрат-
ного сечения, в которой на сетке помещается катализатор, и верх-
ней и нижней крышек, имеющих форму усеченных пирамид. Ка-
мера установлена на цапфах, так что после отключения коммуни-
каций она может быть перевернута. Рабочая емкость камеры со-
ставляет примерно 600 л, что соответствует ~ 210 кг катализатора
или ~ 50 кг кобальта. Высота слоя катализатора в камере соста-
вляет 25—30 см, сечение слоя ~ 2,1 м2.
После загрузки камеры катализатором ее присоединяют к
циркуляционной системе и в течение 40—60 мин. продувают горя-
чим водородом (при температуре 350—450°) с объемной скоростью
около 4000 час-1.
В литературе имеются, данные о возможности использова-
ния для восстановления катализатора не только технически
чистого, но также и 75%-ного водорода. В этом случае процесс
ведут при температуре 460° и объемной скорости 8500—9000
час —\
По окончании восстановления камеру отключают от системы
циркуляции водорода и продувают на свечу азотом. Затем камеру
поворачивают на 180° и в токе азота выгружают из нее катализатор
в герметически закрываемый сосуд, называемый кюбелем. После
возвращения камеры в исходное положение она готова к приему
новой партии катализатора.
Кюбель с катализатором направляется на охладительную уста-
новку, где катализатор охлаждается продувкой азотом, а затем
углекислым газом.
251
Полученный активный катализатор обладает пирофорными
свойствами, т. е. при соприкосновении с воздухом способен само-
произвольно раскалиться за счет присоединения кислорода. По-
этому катализатор должен храниться в герметически закрытых
емкостях в атмосфере инертного газа. Загрузка катализатора в
реакторы производится также в атмосфере инертного газа.
Как указано выше, восстановление катализатора ведут цирку-
ляционным водородом. Выходящий из камеры восстановления во-
дород оказывается загрязненным углекислотой, которая образуется
при разложении карбонатов. Эта углекислота должна быть уда-
Фиг. 92. Принципиальная схема восстановления
катализатора (движения циркуляционного водорода).
1 — камера восстановления; 2 — метанизатор; 3 — тепло-
обменник; 4 — холодильник; 5 — циркуляционная газо-
дувка; 6 — силикагелевая сушилка; 7 — газонагреватель.
лена из циркуляционного водорода, так как иначе над катализа-
тором будет протекать реакция метанирования, идущая с большим
выделением тепла:
СО2+4Н2=СН4+2Н2О,
что может вызвать перегрев катализатора и его порчу. Удаление
углекислоты производят, пропуская водород через метанизатор,
загруженный восстановленным кобальтовым катализатором.
В метанизаторе углекислота при реагировании с водородом
образует метан, причем газ сильно нагревается.
Циркулирующий газ должен быть также высушен до содержа-
ния влаги не более 0,1 г)ма газа, для чего он охлаждается, причем
выделяется основная масса влаги, и затем пропускается через си-
ликагель, который обладает свойством активно поглощать влагу.
Наконец, перед поступлением в камеру восстановления водород
необходимо подогреть до заданной температуры, что осуществляется
в теплообменнике (за счет тепла газа, поступающего из метаниза-
тора) и газовом нагревателе.
Общая схема движения и обработки циркуляционного водорода
представлена на фиг. 92.
Для поддержания необходимой концентрации водорода часть
циркуляционного газа выводится из системы и заменяется свежим
252
водородом, который подается в систему между ступенями охлажде-
ния и вместе с циркуляционным газом проходит осушку силика-
гелем.
Состав катализаторной фабрики. Основными
цехами катализаторной фабрики являются цех растворения отра-
ботанного катализатора и регенерации кобальта, цех регенерации
тория и цеха приготовления, восстановления и охлаждения ката-
лизатора. Часто имеется также цех или установка для регенерации
кизельгура.
Обычно в состав фабрики, кроме перечисленных основных
объектов, входят: установка для очистки и дестилляции воды,
необходимой для приготовления растворов и промывки осадков,
установка для производства и очистки водорода для восстановле-
ния катализатора, установка для получения инертного газа и со-
довая станция с оборудованием для пневматической разгрузки
соды из вагонов, бункерами для ее хранения и аппаратурой для
растворения соды и фильтрации, хранения и перекачки содовых
растворов.
На катализаторной фабрике имеются также осветлительные бас-
сейны для отстаивания сточных вод, градирня циркуляционной си-
стемы оборотных вод, газгольдеры, ряд складов, лаборатория и
другие вспомогательные объекты.
Ниже приведены некоторые общие показатели, характеризую-'
щие катализаторную фабрику производительностью 30 м3, или
10 т катализатора в сутки.
Общий объем производственных помещений
Количество работающих .................
Расход электроэнергии .................
Расход пара ...........................
Расход воды............................
—ООО тыс. .и3
350 чел.
1000—1100 квт-ч
90 т/час
900—1000 м3/сутки
Глава XI
НОВЫЕ ПРОЦЕССЫ И НАПРАВЛЕНИЯ СИНТЕЗА
ЖИДКИХ ТОПЛИВ ИЗ ГАЗОВ
§ 108.	Недостатки существующих процессов синтеза
Распространенный в промышленности процесс синтеза под нор-
мальным или средним давлением на осажденном кобальт-ториевом
катализаторе имеет значительные недостатки с точки зрения огра-
ниченных объемных скоростей процесса, невысокого качества по-
лучаемых продуктов синтеза и конструктивного оформления про-
цесса.
Процесс дает легкое моторное топливо в количестве не более
50% от общей первичной продукции, притом невысокого качества.
Для получения удовлетворительного моторного топлива оказы-
вается необходимым проводить дополнительную переработку пер-
вичных продуктов, что вызывает дополнительные затраты и зна-
чительные потери.
Без большого преувеличения можно сказать, что существую-
щий процесс является скорее процессом получения сырья для син-
тезов различных органических веществ, чем процессом получения
легкого моторного топлива.
Этим объясняется усиленное внимание, которое уделяется воп-
росу разработки таких процессов синтеза, которые давали бы воз-
можность прямого получения в качестве основного продукта син-
теза легкого моторного топлива с достаточно высокими моторными
характеристиками.
Процесс синтеза идет с большим выделением тепла и в то же
время очень чувствителен к изменениям температуры.
В условиях работы с малотеплопроводным осажденным ката-
лизатором быстрый отвод тепла реакции представляет значитель-
ные трудности и приводит к необходимости использования реак-
торов с сильно развитой поверхностью теплообмена. В этих реак-
торах катализатор располагается в виде тонких слоев между ме-
таллическими пластинами, через которые проходят трубки для
охлаждающей воды, или засыпается в трубки (трубчатые элементы),
также омываемые водой.
254
Важность разрешения вопроса быстрого и интенсивного отвода
тепла реакции также привела к усиленным работам в этом напра-
влении — поискам новых типов катализаторов, новых технологи-
ческих процессов и схем синтеза.
Представляют интерес также работы в области синтеза различ-
ных кислородных соединений, многие из которых имеют значение
для народного хозяйства.
Имеются некоторые исследования, указывающие на то, что про-
цесс синтеза жидких углеводородов может быть осуществлен на
базе использования водяного пара и окиси углерода, а также
углекислоты и водорода, согласно уравнениям:
иСО2-|-ЗиН2->иСН2-|-2иН2О+и29,9 ккал(молъ,
пЗСО-)-л112О —»пСП2-|-2иСО2-|-и58,4 ккал)молъ.
Проведенные опытные работы показали, что на Fe-катализаторе
из газа, содержащего 20% СО2 и 58% Н2, можно получить за одну
ступень продуктов синтеза до 132 г]нм3 газа. Значительные вы-
ходы продуктов синтеза удалось также получить и по второй из
приведенных выше реакций, причем было показано, что процесс
может быть осуществлен па дешевых промышленных газах, бога-
тых окисью углерода, таких, как доменный или обычный генера-
торный газ.
§ 109.	Теплоотвод в процессе синтеза
В процессе синтеза на 1 им3 превращенного спнтез-газа выде-
ляется от 600 до 700 ккал. Этого количества тепла было бы доста-
точно для нагрева спнтез-газа до температуры, превышающей 1500°.
Между тем оптимальные температуры реакции в зависимости от
метода синтеза и типа используемого катализатора лежат в интер-
вале от 170 до 320°. При этом установленную оптимальную темпе-
ратуру необходимо поддерживать в довольно точных пределах.
При недостаточно интенсивном отводе тепла реакции неми-
нуемо возникают местные перегревы, приводящие к усиленному
образованию метана или к отложению углерода, которое может
повлечь за собой полное расстройство процесса. В связи с этим
вопрос отвода тепла реакции является основной задачей во всех
случаях технологического оформления процесса синтеза.
В промышленном процессе синтеза над кобальт-ториевым ката-
лизатором, имеющим малую теплопроводность, проблема тепло-
отвода решалась путем ограничения количества тепла реакции,
выделяющегося в единицу времени на единицу реакционного объема.
Это достигалось за счет невысоких объемных скоростей (80—120)
и невысоких температур процесса, работы в две или три ступени,
с включением свежего катализатора сначала во 2-й или 3-й ступени
255
синтеза, и использования пластинчатых или трубчатых реакторов
с развитой поверхностью теплоотвода, составлявшей около 5000 .и2
для обычного реактора, пропускавшего 800—1000 нм3 синтез-
газа в час.
Несмотря на сложную конструкцию, теплоотвод в этих реакто-
рах не был интенсивным, а общий коэффициент теплопередачи
составлял 11—22 ккал/м2 час °C. Попытки работы на более высо-
ких объемных скоростях приводили к потере управляемости про-
цессом, высокому метанообразованию и отложению углерода.
Фпг. 93. Схема реактора со
слоевым расположением ка-
тализатора и промежуточ-
нымКотводом тепла.
В соответствии с этим удельная про-
изводительность процесса синтеза, вы-
раженная в килограммах первичных
продуктов, получаемых с кубического
метра катализатора в час, была очень
незначительна и составляла всего около
6—8 кг.
Вопросы интенсификации отвода
теплоты реакции, а вместе с тем и уве-
личения удельной производительности
процесса могут быть разрешены различ-
ными путями. Одним из возможных пу-
тей является использование менее чув-
ствительных к изменению температуры
катализаторов с тем, чтобы увеличить
допустимую разность температур между
реакционным пространством и теплоотводящим (охлаждающим)
агентом.
В существующем процессе над кобальт-ториевым катализатором
разность температур катализатора и охлаждающей воды не должна
превышать 2—3°, тогда как использование железных катализато-
ров позволяет довести эту разность до 15—30°. Так как железные
катализаторы работают в более высоком интервале температур —
порядка 280—320°, то использование воды для отвода тепла ока-
зывается неудобным в силу чрезмерно высокого при этих темпера-
турах давления водяного пара. Вследствие этого для отвода тепла
реакции оказывается более удобным использование органических
высококипящих теплоносителей, например, так называемого ди-
фила, или даутерма.
Дифил, или даутерм представляет собой смесь*, состоящую
из 73% окиси дифенила и 2796 дифенила.
Даутерм кипит при 225°, застывает при 4-12°, по горючести
аналогичен минеральному маслу, имеет резкий запах герани и вре-
ден для здоровья. Так как даутерм обладает свойством проникать
через мельчайшие поры и неплотности, то при работе необходимо
обращать особое внимание на качество сварных швов и плотность
всех соединений.
1 Азеотропную и эвтектическую.
256
Даутерм весьма устойчив и при соблюдении правил нормаль-
ной работы сохраняется до 2 лет.
Значительный интерес представляет использование в качестве
теплоносителей сложных эфиров кремневой кислоты, так назы-
ваемых силиконов, представляющих собой низкозастывающие и
высококипящие жидкости, устойчивые при длительной работе до
температур порядка 360°. Широкому использованию силиконов
препятствует их высокая стоимость.
Некоторая интенсификация процесса может быть достигнута
за счет использования метода циркуляции синтез-газа, что, увели-
чивая линейные скорости газового потока, приводит к известному
повышению общего коэффициента теплопередачи.
Имеется возможность интенсификации теплоотвода также за
счет изменения конструкции реакционного устройства. Так, на
фиг. 93 схематически показан реактор, в котором катализатор
расположен в виде ряда слоев, отделенных друг от друга охлаждаю-
щими элементами. В этом реакторе в каждом слое перерабатывается
лишь часть синтез-газа, а выделяющееся тепло отводится охлаждаю-
щими элементами. Этот реактор предназначен для синтеза с цирку-
ляцией газа и, невидимому, для железного катализатора, так как
в противном случае потребовалось бы устройство слишком боль-
шого числа отдельных слоев, что значительно усложняет конструк-
цию аппарата.
Существенное улучшение условий отвода тепла от катализа-
тора может быть достигнуто путем использования новых техноло-
гических схем синтеза. В числе таких схем могут быть названы
процесс синтеза с циркуляцией жидких продуктов, процесс синтеза
с катализатором, суспендированным в масле, и синтез с псевдо-
ожиженным катализатором. Эти новые процессы синтеза базиру-
ются на использовании железных катализаторов.
§ 110.	Катализаторы на основе железа
Синтез углеводородов впервые был осуществлен не над кобаль-
товыми и никелевыми, а над железными катализаторами, однако
вследствие малой активности последних катализаторов от них при-
шлось вскоре отказаться, и только в сороковых годах нашего века
удалось разработать достаточно активные катализаторы на основе
железа. В настоящее время можно с достаточной уверенностью
предполагать, что железные катализаторы должны вытеснить ко-
бальт-ториевый при производстве моторного топлива.
Это связано не только с необходимостью избежать использова-
ния дорогих и дефицитных кобальта и тория, но также и с тем, что
современные железные катализаторы дают возможность проведе-
ния процесса синтеза на высоких объемных скоростях, в десятки
раз превышающих объемные скорости описанного ранее процесса
синтеза над кобальт-ториевым катализатором.
При рассмотрении катализаторов на основе железа целесооб-
разно разбить их на две группы: группу железо-медных катализа-
17 Зак. № 2242.	257
торов с добавками различных металлов и их окислов и группу
собственно железных катализаторов.
Железо-медные осажденные катализаторы представляют собой
по существу заменители кобальт-ториевых; они работают при
близких объемных скоростях, но при несколько более высоких
температурах — порядка 210—250°. Значительные работы по ка-
тализаторам этого типа были проведены в Советском Союзе и в
Германии, причем удалось разработать ряд достаточно активных
и устойчивых в работе катализаторов. Интересно отметить, что
добавка к железо-медным катализаторам никеля или кобальта
приводит к понижению активности и является нецелесообразной.
Положительное влияние на активность катализатора оказывает
добавка небольших количеств солей щелочных металлов, напри-
мер углекислого калия или соды, а также введение в состав ката-
лизатора марганца и магния. В качестве носителя обычно исполь-
зуется кизельгур (применялся также доломит). Ряд железо-медных
катализаторов приготовляется без применения носителей.
В литературе отмечается значительная гибкость процесса син-
теза над железо-медными катализаторами, которые при соответ-
ствующем подборе составляющих компонентов и условий синтеза
способны работать на синтез-газе с различным соотношением
СО : Н2. В широких пределах может изменяться также и распре-
деление первичных продуктов синтеза, причем во всех случаях
продукты синтеза отличаются от продуктов, получаемых при ра-
боте над кобальт-ториевым катализатором, менее насыщенным ха-
рактером.
Процесс может быть осуществлен как при атмосферном, так и
при среднем (10—12 ат) давлении, причем использование повы-
шенного давления увеличивает срок службы катализатора и, по-
видимому, является предпочтительным.
Восстановление железо-медных катализаторов проводится при
температурах, не превышающих 200—300°. Восстановление при
более высоких температурах, порядка 450°, приводит к получению
менее активных катализаторов. Для восстановления может быть
использован как водород, так и водяной газ.
О процессе приготовления железо-медных катализаторов можно
получить представление на примере приготовления одного из ка-
тализаторов состава:
100Fe+10Cu+10Zn-{-
+(2,0Са-{-2,5А12О3-|-0,05МпзО4) в расчете на Fe2O3
4-(2,0Na2B4O7- 10Н2О4-0,5 К2СО3) в расчете HaAFe
Для приготовления этого катализатора водные растворы азотно-
кислых солей кальция, алюминия, марганца, цинка и азотно-
кислые растворы железа и меди, полученные растворением металлов
в азотной кислоте, смешиваются в заданном отношении и разба-
вляются дестиллировэнной водой до содержания Fe в растворе
около 50 г/л. Нагретая до 100° смесь растворов осаждается горячим
258
раствором соды с концентрацией Na2CO3 = 110 г/л. После филь-
трации и промывки осадка сырая масса активируется путем про-
питки раствором буры и поташа; затем производится сушка, фор-
мовка и восстановление катализатора.
Продукты синтеза, полученные над указанным катализатором
при 207° и 10 ат на синтез газе с соотношением СО : Н2 от 1:1
до 1 : 1,23, распределялись примерно следующим образом:
до 120°......................36,3%
120—180°.....................19,5%
180—250°.....................17,9%
>250°........................26,3%
Таблица 46
Показатели работы стационарных железного и кобальтового
катализаторов
(по данным И. Б. Рапопорта)
Показатели	Железный ката- лизатор типа аммиачного	Кобальтовый катализатор
Тип катализатора		Осажденный или сплавленный	Осажденный
Условия восстановления катализатора	Водородом	Водородом
	при 700—850°	при 380—400°
Объемная скорость по свежему газу,		
м3]час	   .	1000—1500	80—100
Характеристика синтез-газа:		
(Н2+СО), %		75—78	79-85
отношение Н2 : СО		1,2: 1	2: 1
Рабочие условия синтеза:		
давление, ат .........	15—30	1—10
температура, °C 			300—340	170—210
коэффициент циркуляции ....	2—4	2—3 ступени
Выходы ' первичных продуктов синтеза, г/.«3 (Н2+СО):		
с2-с4			90—70	14—18
жидкие углеводороды 		70—55	135-150
Всего . . .	160—130	150—165
Выход углеводородов С2 и выше на 1 м3 катализатора, т/сутки (удельная про-		
изводительность) 		2—4	0,25
Фракционный состав, вес. %:		
С-2—С4		56	10
бензин до 200° 		34	37 )
»	200—300°		6	26
»	> 300°		4	27 I синтез под
Кислородных соединений в воде синтеза,		I давлением
г/м3 (Н2+СО):		6—15	12 )
Октановое число бензина до 180° (без		
полимербензина)		60—65	40-50
17*
259
Значительный интерес представляют собственно железные ката-
лизаторы, работающие при давлении 20—30 ат и температуре по-
рядка 310—340° и обеспечивающие возможность проведения про-
цесса с высокими объемными скоростями.
Изучению железных катализаторов посвящено значительное
число исследований и разработаны различные катализаторы для
синтеза как в условиях стационарного, так и псевдожидкого слоя
катализатора.
Широко исследуется возможность использования для синтеза
железных катализаторов типа аммиачных, состоящих из Ве3О4
с добавками А12О3 и К2О, а также железных катализаторов с до-
бавками К2О и хрома. Для обеспечения активности восстановление
катализатора осуществляется водородом при температуре 500—850° и
ведется до почти полного перехода окислов в металлическое железо.
Высокие объемные скорости процесса, работа с циркуляцией
(связанная с одноступенчатым проведением процесса и другими
факторами), высокие температуры синтеза приводят к значитель-
ному облегчению состава первичных продуктов и увеличенному
содержанию в них непредельных углеводородов; в частности,
фракция С3—С4 в основном состоит из пропена и бутенов.
Табл. 46, в которой сопоставлены основные показатели работы
железного (типа аммиачного) и кобальтового стационарных ката-
лизаторов, указывает на наличие ряда существенных отличий.
Особенно необходимо отметить значительно более высокую
удельную производительность железных катализаторов, что позво-
ляет назвать их «высокопроизводительными» и дает основание
считать, что более совершенные процессы синтеза будут впослед-
ствии базироваться на использовании железных катализаторов.
§ 111.	Суспендированный катализатор
Значительное улучшение условий отвода тепла от катализатора
может быть достигнуто путем использования мелкораздробленного
катализатора, суспендированного (т. е. взвешенного или взмучен-
ного) в жидкости. Отвод тепла осуществляется в этом случае за
счет частичного испарения жидкости, в которой суспендирован
катализатор.
Предложены различные конструктивные решения процесса с
суспендированным катализатором.
В одном случае процесс проводится в колпачковой тарельчатой
колонне.
В другом случае катализатор располагается слоями в вер-
тикальных трубах. В верхней части устройства располагается пар-
циальный конденсатор, где конденсируются и вновь возвращаются
в зону реакции пары жидкости, в которой суспендирован катали-
затор. Уровень жидкости поддерживается выше верхнего слоя
катализатора, синтез-газ вводится в реактор снизу. Катализатор
получается сплавлением (в токе кислорода) смеси железного по-
рошка, порошка кремния, окиси титана и перманганата калия.
Полученная масса охлаждается, гранулируется и восстанавли-
260
вается водородом. Процесс синтеза идет при 360—380° и давлении
~ 100 ат. Продукты синтеза выкипают в интервале 46—300°.
В одной из предложенных конструкций жидкость вводится на
ряде участков реакционного пространства, причем сначала она
проходит вдоль реакционного объема (противотоком к потоку
синтез-газа) и при этом подогревается.
На фиг. 94. показан схематически реактор а для синтеза с
суспендированным катализатором, с внутренней системой охла-
ждения. Отвод тепла осуществляется циркуляцией, кипящей под
давлением воды. Реактор б отличается от предыдущего тем, что
Синтез ’ ZQ3
в
Фиг. 94. Схемы реакторов для новых процессов синтеза.
а—^реактор с суспендированным 'катализатором и 'внутренней системой
охлаждения;'б — то же, но с внешней системой охлаждения; в — реактор для
синтеза с циркуляцией жидких продуктов.
система охлаждения расположена вне реактора, а суспензия ката-
лизатора при помощи насоса непрерывно прокачивается через
реактор и систему охлаждения.
Катализатором служит осажденная окись железа с добавками
карбоната или бората калия. Катализатор, предварительно вос-
становленный при 350—400° водородом, измельчают в шаровой
мельнице и затирают с фракцией продуктов синтеза 200—350°,
примерно соответствующей газойлю.
Синтез проводится при температурах 240—290° и давлении
20 ат, на газе с соотношением СО : Н2 от 1 : 1 до 1 : 1,25. Общее
превращение окиси углерода составляет около 90%, в том числе
в целевые продукты — С2 и выше — до 70%.
Примерное распределение продуктов в % по весу:
С3—С4................................ 10	(в том числе ненасыщен-
ных — 70%)
фракция, выкипающая до 200° ... ... 40—50 (в том числе ненасыщен-
ных ~70%)
газойль, выкипающий до 350°.......... 30	(в том числе ненасыщен-
ных 40—50%)
парафин ............................20—25
261
Основными недостатками процесса синтеза с суспендированным
катализатором являются трудность выделения продуктов синтеза
и происходящее в ходе работы постепенное отложение катализа-
тора в верхней части реактора.
Процесс проверен в масштабе опытных установок производи-
тельностью до 500 кг продукта в сутки.
Вторым типом процесса синтеза в жидкой фазе является синтез
с циркуляцией жидких продуктов. В этом случае используется
зернистый железный катализатор. На фиг. 94 реактор в для осу-
ществления этого процесса показан схематически. Газ и масло
вводятся в реактор в таких количествах, чтобы кусочки катализа-
тора во избежание его слеживания и слипания приводились в сла-
бое колебательное движение, но не увлекались потоком.
При двухступенчатом процессе на газе состава СО : Н2 = 1,2 :
: 1,0, температуре 260—300° в первой ступени и 280—330° во вто-
рой ступени и давлении 20—25 ат удается обеспечить удельную
производительность, в 3—5 раз превышающую удельную произво-
дительность синтеза над кобальт-ториевыми катализаторами. Вы-
ход продуктов синтеза, отличающихся значительным содержанием
алкенов, доходит до 150 г/нм3 газа.
При допустимом увеличении температуры циркулирующего
масла на 50° и теплоте реакции 4000 ккал/'кг жидких продуктов
синтеза количество циркулирующего масла составляет около
40 кг на 1 кг продуктов синтеза.
Процесс был проверен на укрупненно-лабораторной (пилотной)
установке производительностью 8—10 т в месяц. Удельная про-
изводительность по суммарным продуктам синтеза составила 20—•
25 г/час на 1 л катализатора.
Примерное распределение продуктов в % по весу:
С3 —С4................................16
фракция,	выкипающая	до	200°...........40
газойль,	выкипающий	до	350°	 20
парафин . .........................   .	20
спирты	.........................4
(в том числе ненасыщен-
ных 85%)
(в том числе ненасыщен-
ных 50%)
(в том числе ненасыщен-
ных 25%)
Сырой бензин (— 1 % кислорода) имел октановое число 62—65,
сырой газойль (~0,5% кислорода) имел цетеновое число около 70.
§ 112.	«Ожиженный» катализатор
Одним из важнейших направлений в разработке новых форм
синтеза является процесс с «ожиженным» слоем катализатора,
или, как его иногда называют, «флюид-процесс».
Сущность процесса состоит в том, что при продувании сквозь
слой порошкообразного материала некоторого количества синтез-
газа (дутья) слой приобретает свойства жидкости и как бы прихо-
дит в состояние кипения. При этом происходит интенсивное
262
перемешивание, что исключает возможность образования местных
перегревов и обеспечивает равномерную температуру по всему
реакционному объему. Интенсивность дутья не должна превышать
некоторой определенной величины, так как иначе резко возрастает
унос катализатора потоком газа. Одновременно имеется и нижний
предел, ниже которого не удается получить постоянный кипящий
слой.
Так как фактически катализатор не ожижается, _а только упо-
добляется жидкости, то более правильно состояние катализатора
назвать псевдоожиженным (т. е. ложно ожиженным).
Синтез-газ
е
Синтез-газ
Фпг. 95. Схемы реакторов для новых процессов синтеза.
г — реактор с псевдоожиженным слоем катализатора и внутренним отводом тепла; д—
то же — с выносной системой теплоотвода; е — реактор для железных катализаторов.
Использование данного процесса позволяет осуществить быст-
рый и равномерный отвод тепла либо за счет циркуляции и охла-
ждения катализатора, либо путем создания в реакторе системы
теплоотвода с циркулирующим по ней хладоагентом.
Конструктивное оформление может быть различно и в про-
мышленных условиях; очевидно, будет приближаться к оформле-
нию существующих установок каталитического крекинга нефте-
продуктов.
На фиг. 95 приведена принципиальная схема реактора г для
синтеза с ожиженным слоем катализатора. В процессе используется
спекшийся или сплавленный порошковый железный катализатор
(в основном мельче 100 микрон), при температуре 300—325° и дав-
лении 20 ат. Объемная скорость по свежему синтез-газу соста-
вляет примерно 1000/час— работа ведется в одну ступень с цирку-
ляцией остаточного газа, с кратностью 3—4.
Соотношение СО : Н2 в исходном газе ~1,0 : 1,8; отвод тепла
осуществляется при помощи кипящего даутерма, причем допу-
скаемая разность температур между катализатором и теплоотво-
дящим агентом и общий коэффициент теплопередачи значительно
263
выше, чем в промышленном процессе с кобальт-ториевым катали-
затором.
Удельная производительность процесса составляет 60—
80 г/л час, т. е. в 15—20 раз выше, чем при синтезе над Со—ThO2
катализаторами. Реакторы с ожиженным слоем катализатора мо-
гут иметь большую производительность; так, один такой реактор
по выпуску продукции может заменить несколько десятков обыч-
ных реакторов со стационарным катализатором. Некоторые пока-
затели процесса приведены в табл. 47.
Таблица 41
Показатели синтеза с ожиженным слоем катализатора
Выходы
Продукты синтеза
г на 1 .из газа % от суммарной
(без инертных продукции
примесей)
сн4 ......................
С2-С4	..................
С5 — бензин...............
Дизельное топливо ........
Парафин ..................
Кислородные соединения . .
15—20
10—20
25—35
50—45
13—14
1—2
~ 10% от
2 продуктов
>	145
I
Как фракция С2—С4, так и С5 — бензин отличаются высоким
содержанием олефинов, составляющим 70—80%. В соответствии
с этим в состав производства обязательно включается установка
полимеризации С2—С4, причем количество получаемого полимер-
бензина составляет до половины общего выхода бензина. Получае-
мый в процессе бензин требует очистки бокситами или глинами и
имеет октановое число (к. к. 180°) около 75.
Интересно отметить, что в получаемом бензине наряду с нор-
мальными алканами и алкенами содержится также некоторое
количество ароматических углеводородов и изоалканов.
Принципиальная технологическая схема завода синтеза с ожи-
женным слоем катализатора представлена на фиг. 96.
При небольшом общем температурном интервале реакции ниж-
ний предел температур ограничен необходимостью избегать отло-
жения масел и парафина на катализаторе, чтобы не нарушать, нор-
мального состояния слоя. Опытные работы показали, что даже то
небольшое количество парафина (1—2%), которое получается в
процессе, может мешать нормальному его протеканию. Верхний
предел температур ограничен необходимостью избегать отложения
углерода на катализаторе, которое приводит к порче последнего
и расстройству процесса.
Отложение углерода имеет место и в рабочем интервале темпе-
ратур и является одной из наибольших трудностей при осуществле-
нии синтеза. По литературным данным, подавлению процесса отло-
264
жения углерода благоприятствует повышенное содержание угле-
кислоты и водорода в рабочей газовой смеси.
При работе на исходном газе с соотношением СО : Н2 = 1,0 : 1,8
в рабочем газе за счет более высокого процента превращения окиси
углерода, чем водорода, устанавливается соотношение СО : Н2 =
= 1:3; содержание углекислоты составляет не менее 15%.
Водяной
пар
260°
Охлаждение
даутерна_
Регенерация
на тализатора
Реакторы
синтеза
325°
20ат 
Водный слой_____
Масляный слой
Экстракция
органйуеских
соединений
Болотная
очистка
650, ,т
5,5  10s
Синтез-газа
’ U, иркуляционный
газ (З'Л) '
Система	Q Г азодубка
’ конВен-
 сацииI
ОЗ,
Включая
С;" Сч
Адсорбция
актиВньТм
\углем |
Р00 т
CH^COJOz'Hz'Nz
Продувка
Разгонка
370т
Полимеризация
(катализатор
Н\РОЬ на—
кузельгуре )
350т
I
Кислородные
соединения
Дизельное и
топочное масло
100- 150т.
150 т
бензин
1 720т
50л,
Фиг. 96. Принципиальная схема синтеза на псевдоожиженном
железном катализаторе.
Существедное значение для процесса имеет также прочность
катализатора на истирание.
Видоизменением процесса синтеза с ожиженным слоем катали-
затора является процесс синтеза, в котором используется «взвесь»
катализатора. Принципиальная схема реактора для такого процесса
представлена на фиг. 95, д.
Синтез-газ подается в реактор снизу и по пути подхватывает
пылевидный катализатор у основания стояка а. Смесь попадает
в реактор и проходит с такой скоростью, что поток газа увлекает
катализатор и выносит его в бункер б, где происходит разделение
265
твердой фазы и парогазовой смеси. Катализатор через стояк а
возвращается в цикл, а парогазовая смесь через циклонное устрой-
ство в направляется на охлаждение и переработку.
Процесс осуществляется с циркуляцией газа.
Кислородные соединения синтеза с ожиженным слоем катали-
затора состоят из спиртов, альдегидов, кетонов и кислот. Примерно
треть кислородных соединений находится в продуктах синтеза и
удаляется из них при бокситной очистке, которая проводится при
480°. Остальные две трети кислородных соединений получаются
в виде водного раствора и распределяются примерно следующим
образом:
спиртов.................... 50—60% (в том число 70% этилового спирта)
альдегидов...............;	10% (в том числе 60% СН3СОН)
кетонов................  ;	9—12% (в том числе 70% СН3«СО*СН3)
кислот .................... 20—30%	(в том числе 65% уксусной кислоты)
§ 113.	Процесс синтеза с рециркуляцией газа
За один проход над катализатором реакции синтеза не успе-
вают дойти до конца. В силу этого процесс проводится в две или
три ступени. Остаточный газ I ступени после выделения из него
продуктов синтеза вновь пропускается над катализатором в реак-
торах II ступени. Этим путем обеспечивается возможно полное
использование активных компонентов газа, т. е. окиси углерода
и водорода. При этом объемные скорости подбираются таким обра-
зом, чтобы практически процесс успевал дойти до конца.
Можно вместо работы в несколько ступеней пойти и другим
путем, применив метод рециркуляции газа. Сущность этого метода
заключается в том, что остаточный газ после выделения из него
продуктов синтеза вновь возвращается в те же реакторы. Таким
образом, в реакторы поступает смесь циркулирующего газа и све-
жего синтез-газа. Отношение количества циркуляционного газа
к количеству свежего называется кратностью циркуляции. Чем
больше кратность циркуляции, тем большее количество циклов
один и тот же газ проходит над катализатором. Некоторая часть
циркуляционного газа выводится из системы циркуляции, про-
ходит через установку окончательного выделения продуктов син-
теза, после чего используется обычно как отопительный газ.
По процессу синтеза с рециркуляцией газа были проведены боль-
шие опытные работы, которые показали возможность уже при
сравнительно невысокой кратности циркуляции (~3) добиться
увеличения производительности на ~30%. При работе с той же
кратностью циркуляции на неизменной производительности были
получены повышенные выходы первичных продуктов, составляв-
шие до 170 г!нм3 синтез-газа.
Кроме того, при синтезе с рециркуляцией газа создается воз-
можность работы на газе с пониженным отношением Н2 : СО,
более близком по составу к водяному газу. Содержание непредель-
266
ных в бензине составляло до 55% (при синтезе под средним давле-
нием), а октановое число его составляло 50—55.
Недостатками процесса являются необходимость перекачки
больших объемов газа и повышенные скорости и сопротивление
'Системы, что приводит к росту энергетических затрат. Кроме того,
затрудняется извлечение продуктов синтеза, которые оказываются
разбавленными циркулирующим газом.
Объемные скорости в этом процессе составляют 400—500, счи-
тая на общую загрузку реакторов, тогда как в обычном синтезе
они обычно не превышают 80—85.
К процессам с рециркуляцией газа относится также процесс с
возвратом горячего газа и использованием таблетированного спла-
вленного железного катализатора. Этот катализатор получается
путем смачивания железного порошка, полученного разложением
карбонила железа концентрированным щелочным раствором борно-
кислого калия, взятым в расчете содержания 1% щелочи в катали-
заторе. Приготовленные из полученной пасты кубики (ребро
равно 1 см) спекаются в течение 4 час. при 800—850° и затем
охлаждаются в токе водорода.
В процессе использовался очень высокий коэффициент цирку-
ляции, составлявший от 50 : 1 до 100 : 1, так что в общем газовом
потоке, проходившем через реакторы, количество свежего газа
составляло всего 1—Z% по объему. Тепло реакции отводилось в
выносных теплообменниках. Объемная скорость по свежему газу
составляла ~250, удельная производительность 20—30 г/л час.
При работе на газе с соотношением СО : Н3 = 1,0 : 1,25 полу-
чалось до 160 г целевых продуктов, в том числе:
С2 — С4 (без этана) ........................
бензина, выкипающего до 200°	.........
газойля, выкипающего до 350°..........
парафина..........................•	. .
спирты................................
30%
48%
14%
1%
7%
(в том числе непредель-
ных 80—85 %)
(в основном этиловый)
Октановое число сырого бензина составляет 68—70, что объяс-
няется наличием в бензине значительного количества разветвлен-
ных алканов.
Для обеспечения нормального протекания процесса весьма
важно избежать турбулентности газового потока в реакторах,
так как иначе возникают местные перегревы, приводящие к обугле-
роживанию катализатора и расстройству процесса. Существенным
недостатком процесса является необходимость циркуляции боль-
ших объемов горячего газа.
Процесс опробован лишь в масштабе опытных установок, при-
чем при реакционном объеме выше 400 л, повидимому, не удалось
избежать обуглероживания катализатора.
Значительные опытные работы были проведены по разработке
процесса синтеза с рециркуляцией газа на стационарных железных
Катализаторах. Принципиальная схема реактора для этого про-
цесса представлена на фиг. 95, е.
267
Этот реактор отличается от промышленных реакторов для син-
теза над кобальт-ториевым катализатором увеличенной высотой и
большим диаметром трубок.
В ходе работ было показано, что синтез над железным катализа-
тором отличается большой гибкостью и что, изменяя условия
процесса, можно в широких пределах изменить распределение по-
лучаемых продуктов.
Согласно литературным данным, процесс проводился на спла-
вленном железном катализаторе с добавками окиси алюминия,
вкиси магния и щелочи, при давлении ~2О ат, температуре 320°,
соотношении СО : Н2 в свежем газе 1 : 1,5 и коэффициенте цирку-
ляции 2—3. Объемная скорость по свежему газу составляла
~700, а удельная производительность 40—50 г/л катализатора в час.
Продукты синтеза состояли преимущественно из легких фрак-
ций и отличались высоким содержанием олефинов, а выход кисло-
родных соединений составлял 5—12% от выхода углеводородов.
§ 114.	Оксосинтез
Как упоминалось выше, имеются видоизменения процесса син-
теза, направленные в сторону получения кислородных соединений.
Процесс синтеза кислородных соединений из окиси углерода и во-
дорода был разработан еще ранее процесса синтеза углеводородов
и проводился при давлении порядка 150 ат и температуре 406° с
использованием железных катализаторов, активированных щело-
чами. В этом процессе получается продукт, названный «синтолом»
и состоящий из кислородсодержащих соединений и углеводородов.
Суммарный выход первичных продуктов составляет 100—120 г/л3
газа.
К процессу получения синтола приближается так называемый
«синол-процесс», краткие сведения о котором были опубликованы
в течение последних лет. Синол-процесс проводится при 180—200°
и 20-—25 ат над специально восстановленным щелочно-железным
катализатором. Соотношение СО : Н3 = 1,0 : 1,1; объемная ско-
рость по свежему газу 100—150, коэффициент циркуляции 18—20,
удельная производительность 10—15 г.
Продукт состоял из смеси спиртов (35—50%) и олефинов.
Основное количество спиртов составляли спирты С4—С8; в мень-
шем количестве получались также и высшие спирты. Суммарный
выход продуктов до 160 sf'HM3 свежего газа.
Процесс был опробован на опытной установке производитель-
ностью 3—5 т в месяц. Промышленного использования синол-
процесс пока не получил.
Синтез кислородных соединений, главным образом спиртов,
производится на основе применения так называемого процесса
«оксосинтеза».
Применявшийся процесс состоял в обработке алкенов синтин-
фракции Сп—С17 смесью окиси углерода и водорода при 135—156°
и 150—200 ат.
268
В качестве катализатора применялся кобальт-ториевый катали-
затор. Исходный газ содержал окись углерода и водород в отно-
шении 0,85 : 1,0. Температура процесса регулировалась тем же
способом, как в обычном синтин-процессе.
Алкены для синтеза получались также низкотемпературным кре-
кингом низкоплавких парафинов и дегидрированием С14—С17
фракции первичных продуктов синтеза на специальном катализа-
торе. Использовались также непосредственно алкены первичных
продуктов синтеза.
Процесс оксосинтеза может быть использован и для получения
более легких спиртов с меньшим числом углеродных атомов.
Основным продуктом оксосинтеза являются альдегиды и спирты.
Получаемые альдегиды дальнейшим гидрированием над никеле-
вым или другим катализатором под давлением около 150 ат мо-
гут быть переведены в спирты.
ЧАСТЬ ПЯТАЯ
ДЕСТРУКТИВНАЯ ГИДРОГЕНИЗАЦИЯ ТОПЛИВ
Глава XII
ОБЩИЕ СВЕДЕНИЯ О ДЕСТРУКТИВНОЙ ГИДРОГЕНИЗАЦИИ.
СУЩНОСТЬ И ХИМИЗМ ПРОЦЕССА
§ 115.	Общие сведения
До настоящего времени основное количество искусственного
жидкого топлива производится методом деструктивной гидрогени-
зации, который представляет собой процесс расщепления (кре-
кинга) исходных высокомолекулярных веществ под высоким дав-
лением водорода с целью превращения их в смесь веществ с мень-
шим молекулярным весом. Процесс происходит при температурах
380—550°, давлениях 200—700 ат, в присутствии специальных
сероустойчивых катализаторов и может быть направлен как в
сторону получения бензина, так и в сторону получения наряду с
бензином дизельного топлива, фенолов и других продуктов.
Процесс гидрогенизации дает возможность переработки на
бензин разнообразного исходного сырья — бурых и каменных
углей, фракций коксовых и полукоксовых смол, пеков, мазутов и
крекинг-остатков. При этом независимо от вида исходного сырья и
содержания в нем серы можно получить бензин, практически не
содержащий серы, с заданными кривой выкипания и упругостью
паров.
В область гидрогенизации топлив (угля, смол, нефтяных остат-
ков) значительный вклад внесли своими работами советские ис-
следователи: А. Д. Петров, М. С. Немцов, И. Б. Рапопорт,
В. И. Каржев, Д. И. Орочко, А. В. Лозовой и др.
Изучение гидрогенизации многочисленных видов сырья пока-
зывает, что по мере возрастания отношения количеств углерода
и водорода, содержащихся в органической массе исходного сырья
(отношение С : Н), способность угля к гидрогенизации падает.
При применении давления до 700 ат величина отношения С : Н
не должна превышать 16—17. Если в угле отношение С : Hs больше
этой величины, то такой уголь не пригоден для гидрогенизации,
так как процент превращения его органического вещества в жидкое
топливо резко уменьшается.
270
Важной характеристикой является выход летучих, который
должен быть не ниже 35—36%, считая на органическую массу угля.
И. Б. Рапопорт 1 приводит график, который дает зависимость,
между отношением 100 II: С для органической массы угля и вы-
ходом жидких продуктов при гидрогенизации (фиг. 97).
Фиг. 97. Зависимость между отношением 100 Н : С в
топливе и выходом жидких продуктов гидрогенизации.
Из этого графика, в котором все горючие ископаемые разбиты
на пять групп, следует, что:
для нефтей отношение 100 Н : С составляет 12 и больше
» богхедов-липтобиолптов 100 Н : С	»	9—12
» каменных и бурых углей 100 Н : С	»	6,5—9,0
» некоторых каменных углей 100 Н : С »	5,4—6,5
» тощих каменных углей 100 Н : С »	5,4 и ниже
и что для гидрогенизации пригодны горючие только 1-й, 2-й и 3-й
групп. Так как для бензина величина отношения 100 Н : С соста-
вляет около 18, можно подсчитать примерный теоретический расход
водорода на реакцию, который составит: для 1-й группы около 6,
2-й группы — 6—9, 3-й группы — 9—11,5 вес. %, что близко совпа-
дает с практическими данными.
Однако указанных химических характеристик иногда оказы-
вается недостаточно. Известен ряд случаев, когда угли, казалось
бы, вполне пригодные по химическому составу для гидрогениза-
ции, практически давали гораздо худшие результаты, чем те,
которых можно было ожидать.
Объяснение этому можно найти при рассмотрении петрографи-
ческого состава угля.
Установлено, что уголь не является однородным. Его органи-
ческое вещество состоит из нескольких структурных составляю-
щих, которые называют витреном, дюреном, клареном и фюзеном.
1 ИскусственноеУ'жидкое топливо, Гостоптехиздат, 1949.
271
Из этих составляющих фюзен наиболее трудно поддается ожижению,
и заметное содержание его в угле делает последний непригодным для
гидрогенизации.
Значительное влияние на процесс гидрогенизации оказывает
степень измельчения угля. Это связано с тем, что достаточно тонко
измельченный уголь легче диспергируется (распределяется) в
растворителе.
Опыты гидрогенизации в автоклавах показывают, что уже
при 370° происходит выделение из угля серы, азота и кислорода
в виде сероводорода, аммиака и воды. С повышением температуры
при продолжающемся выделении этих веществ усиливаются реак-
ции расщепления. Это приводит к большому газообразованию
и усиленному образованию продуктов уплотнения и конденсации.
В результате уже при 460° увеличивается выход твердого остатка.
Аналогичные соотношения имеют место при несколько более высо-
ких температурах и при промышленном осуществлении процесса.
В силу этого процесс превращения исходного сырья в легкое мо-
торное топливо оказывается необходимым вести не в один прием,
а разделить на несколько ступеней или фаз.
На базе бензинов гидрогенизации путем их дополнительной
переработки (путем ароматизации) и добавок алкилатов и анти-
детонаторов можно получать и специальные высокооктановые
авиационные бензины.
Гидрогенизация топлив одновременно с бензином дает боль-
шие количества углеводородных газов. При гидрогенизации углей
и жидких видов сырья получается соответственно (в вес. %):
При гидрогенизации
Продукты
угля
жидкого
топлива
Бензина ................
Газов ..................
Реакционной воды . . . .
Остатка .................
60
30
6
3—5
73—79
20—24
2—3
1
Основную часть газов составляют углеводородные газы —
метан, этан, пропан, нормальный и изобутаны. Они могут быть вы-
делены из газовой смеси и представляют собой ценное сырье для
дальнейшей переработки.
Метан используется часто для получения водорода, этан под-
вергается дегидрогенизации в этен, являющийся исходным про-
дуктом для производства высококачественных смазочных масел,
спирта и других продуктов. Пропан используется или как горю-
чее в виде жидкого газа или (после переработки в пропен или эти-
лен) для различных синтезов. Бутаны являются исходным сырьем
для производства изооктана (алкилатов), служащего важнейшей
высокооктановой добавкой. Бутан может быть использован как
жидкий газ, а также для производства бутадиена, из которого полу-
чается синтетический каучук.
272
§ 116. Основные данные о процессе деструктивной гидрогенизации
Для того, чтобы наиболее полно и при минимальном газообра-
зовании превратить исходное сырье в целевые продукты (главным
образом бензин), процесс гидрогенизации проводится в несколько
ступеней.
Первая ступень процесса имеет своим назначением подготовку
сырья к его дальнейшему расщеплению.
При переработке жидкого сырья (смол, мазутов, крекинг-
остатков) под давлением в присутствии водорода и катализаторов
на этой ступени происходят процессы гидрирования с одновремен-
ным отщеплением кислорода, серы и азота от кислородных, сер-
листых и азотистых соединений топлива. Процесс расщепления
происходит таким образом, что основным продуктом переработки
является широкая фракция, выкипающая до 325—340° и содержа-
щая 15—20% бензиновых фракций, т. е. фракций, выкипающих
до 160—180°. Полученная широкая фракция перерабатывается
затем в бензин.
При гидрогенизации углей первой ступенью процесса является
«растворение» угля. Последний тонко измельчается и замешивается
в пасту с получаемыми в дальнейшем ходе процесса тяжелыми мас-
лами. При нагреве этой пасты под давлением и в присутствии водо-
рода и катализаторов происходит распад (дезагрегация) угольной
частицы с превращением органической массы угля в высокомоле-
кулярные, но растворимые в тяжелом масле, вещества. Повиди-
мому, этот распад связан с одновременно начинающими протекать
реакциями деструктивного гидрирования.
Однако основной гидрогенизации подвергается уже дезагре-
гированное вещество угля, причем процесс протекает в том же на-
правлении и с тем же конечным результатом, как и при перера-
ботке жидкого исходного сырья.
Большое значение для протекания процесса имеет характер
органической массы исходного угля. Папомним, что угли разде-
ляются на гумусовые и сапропелитовые, причем между этими край-
ними типами существует ряд промежуточных групп или классов.
При гидрогенизации гумусовые и сапропелитовые угли ведут
себя различно.
Сапропелитовые образования по мере повышения температуры
и в присутствии растворителя постепенно растворяются, одновре-
менно дезагрегируясь с отщеплением СО2 и, наконец, при 380—
400° окончательно растворяются в растворителе.
При этих температурах и в присутствии катализаторов начинают
протекать реакции гидрирования и гидрогенизации, которые при
390—430° идут уже эффективно.
Гумусовые образования не плавятся и сравнительно легко раз-
лагаются при 340—380° с образованием газа и продуктов уплотне-
ния, что значительно затрудняет их гидрогенизацию. Все же по
мере повышения температуры и в присутствии растворителя они,
дезагрегируясь с отщеплением СО2, частично переходят в раствор.
18 Зак. № 2242.	273
Значительная часть остается при этом нерастворенной и только
диспергируется в растворителе, растворяясь затем по мере проте-
кания гидрогенизации при 380—430° и выше/
В условиях процесса гидрогенизации значительная часть сырья
при I ступени его переработки не испаряется, а остается жидкой.
Поэтому I ступень процесса называется жидкофазной гидрогени-
зацией. В дальнейшем процесс ведется в паровой фазе и вторая фаза
процесса носит название парофазной гидрогенизации.
В первом приближении гидрогенизация представляет собой
совокупность ряда последовательно и параллельно протекающих
реакций расщепления высокомолекулярных соединений, деструк-
тивного гидрирования, гидрирования и изомеризации, в ходе ко-
торых протекают процессы присоединения водорода, отщепления
от гидрированных соединений кислорода, серы и азота в виде воды,
сероводорода и аммиака и расщепления гидрированных аромати-
ческих соединений.
В неблагоприятных условиях процесс может сопровождаться
дегидрогенизацией некоторых алициклических углеводородов и
полимеризацией ненасыщенных соединений; но так как процесс
идет при наличии избытка водорода, то образующиеся у соедине-
ний в процессе их расщепления свободные связи быстро насыщаются
водородом. Этим сводится к минимуму роль реакций уплотнения,
приводящих к коксообразованию или к образованию вторичных
высокомолекулярных продуктов, переработка которых предста-
вляет особенно большие затруднения.
В ходе процесса расходуется значительное количество водорода,
который нужен для связывания имеющихся в сырье серы, кисло-
рода и азота и для насыщения свободных связей, образующихся
при расщеплении, и, таким образом, обогащения продуктов реакции
водородом.
Для ориентировочной оценки расхода водорода при гидрогени-
зации пользуются величиной
юонсвоб
G ~ ’
тл тт	О	3N
где Нсвоб — II	g	16 ,
С, Н, О, N, S — процентное содержание этих элементов в органи-
ческой массе поступающего на переработку исходного сырья.
В случае, если перерабатывается уголь, то условием приемле-
мости его для гидрогенизации (при давлении до 700 ат) является
юонсвоб
требование, чтобы величина —------ была не менее 3,4.
Условием для достаточно полного перевода различных групп
соединений в бензин является насыщение их водородом и ведение
процесса в присутствии достаточного избытка водорода.
Для большинства групп высокомолекулярных соединений рас-
щепление их без предварительного насыщения водородом и в от-
сутствии избытка последнего приводит к образованию значитель-
274
ного количества тяжелых остатков и сильному газообразованию.
Именно это наблюдается при крекинге нефтепродуктов, в ходе
которого идет перераспределение водорода и получаются бедный
водородом остаток и более богатые водородом легкие фракции и газ.
Так, при крекинге до кокса парафинистого мазута, сырья,
сравнительно богатого водородом, получается 52'—54% бензина,
20—24% кокса и 24—25% газа (+ потери).
Гидрогенизация тех же мазутов позволяет получить 75—80%
бензина и 20—25% газа.
Реакции, имеющие место при деструктивной гидрогенизации
благодаря сложному составу исходного сырья трудно поддаются
учету. В силу этого изучение процесса производилось главным
образом путем изучения поведения различных индивидуальных
соединений и их групп в условиях процесса гидрогенизации и
при термическом расщеплении — крекинге. Таким образом, был
установлен ряд закономерностей, знание которых дает возмож-
ность составить более четкое представление и о процессе гидро-
генизации в целом.
§ 117. Гидрогенизация различных классов соединений
Алкан ы. В общем случае крекинг алканов с числом угле-
родных атомов пять и выше в начальной стадии процесса направ-
лен в сторону образования молекул предельных и непредельных
соединений с меньшим молекулярным весом. По мере увеличения
глубины крекинга наблюдается образование цикланов, изоалка-
нов и даже ароматических углеводородов.
Эти углеводороды образуются за счет вторичных реакций,
имеющих место между алкенами, а также алкенами и алканами.
Существенное влияние на реакции крекинга оказывает при-
сутствие катализаторов. Путем подбора катализаторов направле-
ние реакции может быть изменено в желаемую сторону и, в част-
ности, в сторону циклизации и ароматизации, т. е. образования
соединений кольчатого строения.
Термическая устойчивость алканов резко падает с ростом мо-
лекулярного веса. Это хорошо иллюстрирует таблица, в которой
скорость крекинга углеводорода пентана принята за единицу
(табл. 48).
С увеличением глубины крекинга происходит усиленное газо-
образование, с одной стороны, и полимеризация ненасыщенных
соединений с образованием продуктов уплотнения циклического
строения, с другой.
При крекинге алканов под высоким давлением водорода, т. о.
в условиях процесса деструктивной гидрогенизации, образование
непредельных соединений происходит в незначительной степени
вследствие их гидрирования, полнота которого зависит от усло-
вий процесса и катализатора. Однако и в условиях гидрогениза-
ции имеет место изомеризация и циклизация, т. е. образование
циклических углеводородов — цикланов.
18*	275
Таблица 43
Скорость крекинга углеводородов
(по Т и л и ч е е в у)
Углеводород	Скорость крекинга	Углеводород	Скорость крекинга
С5	1	С1о	32
С6 (_?	4	Си	39
	9	С12	46
С8	16		72
с.	24	^20	120
Так же, как и в процессе крекинга, значительное влияние на
направление процесса оказывают катализаторы, но механизм рас-
пада, повидимому, различен и цепной распад алканов при деструк-
тивной гидрогенизации мало вероятен.
Саханов и Тиличеев показали, что при гидрогенизации твердых
парафинов выход бензина при определенной продолжительности
процесса и прочих равных условиях достигает максимума и начи-
нает далее падать, что связано с усиливающимся разложением
полученного бензина. Это обусловливает невозможность полного
превращения исходного парафина в бензин при умеренном выходе
газа. Поэтому процесс деструктивной гидрогенизации обычно ве-
дется лишь на определенную глубину, которая обеспечивает опти-
мальный выход бензина при минимальном выходе газа за один про-
ход (цикл) и постоянном возврате остатка в процесс.
Алкены. Крекинг алкенов приводит к образованию цикла-
нов и возможно также и ароматических углеводородов. Наряду
с этим получается и некоторое количество алканов. В условиях
процесса гидрогенизации имеет место присоединение водорода.
При этом низшие алканы гидрируются весьма интенсивно,
тогда как высшие алканы присоединяют водород лишь частично.
В соответствии с этим газы гидрогенизации почти не содержат
непредельных, тогда как в тяжелых фракциях жидкофазного гидро-
генизата они присутствуют в значительных количествах.
Процессы дальнейшего превращения аналогичны процессам,
имеющим место в случае алканов.
Цикланы. Крекинг цикланов с числом углеродных атомов
шесть и больше приводит к образованию высококипящих про-
дуктов конденсации и одновременно низкокипящих продуктов,
получающихся с разрывом кольца. При реакциях гидрогенизации
имеет место разрыв кольца с образованием низкокипящих угле-
водородов и изомеризация с последующим раскрытием кольца.
Реакции конденсации практически отсутствуют, реакции дегидро-
генизации занимают подчиненное значение.
При наличии цикланов с боковыми цепями происходит частич-
ное отщепление последних.
276
Ароматические углеводороды. Основной реак-
цией, протекающей при крекинге ароматических углеводородов,
не имеющих боковых цепей, является конденсация с образованием
высококипящих продуктов. Лить в незначительной степени про-
исходит разрушение ароматического ядра.
При крекинге ароматических углеводородов, имеющих боко-
вые цепи, образование продуктов конденсации идет преимуще-
ственно за счет боковых цепей, а не за счет непосредственного соеди-
нения друг с другом ароматических ядер. Так, например, толуол
дает при крекинге главным образом дибензил
а не дитолил
В условиях деструктивной гидрогенизации направление про-
цесса существенно изменяется. В присутствии катализаторов под
высоким давлением водорода и температуре 400—456° полицикли-
ческие ароматические углеводороды сначала присоединяют водо-
род, давая соответствующие продукты гидрирования. В ходе по-
следующего процесса они распадаются с образованием преимуще-
ственно одноядерных ароматических соединений и их гидрюров;
при этом конденсация ароматических соединений практически
не происходит.	g t
В качестве примера можно привести следующую схему превра-
щения нафталина:
СН2
/\z4	/Z'4//'41ch2
!	+2н2-> J _>
I	'ГН
Ч/\/'	Ч/\/ 2
СН2
Частично происходит изомеризация тетралина с образованием
метилгидрипдена:
СН,
сн2
сн2
/СП=
СН—СН3
277
Поведение других высококонденсированных углеводородов в
общем аналогично поведению нафталина и позволяет считать,
что в ходе процесса распадаются не сами углеводороды, а продукты
их гидрирования, называемые гидрюрами.
Кислородные соединения. Из кислородных соеди-
нений наиболее важными для процесса деструктивной гидрогени-
зации являются фенолы. Это связано с тем, что они составляют
преобладающую массу кислородных соединений, находящихся в
продуктах перегонки горючих ископаемых.
Фенолы, в особенности высшие, склонны к реакциям конден-
сации, и гидрогенизация их в отсутствии катализаторов приводит
к образованию значительного количества продуктов уплотнения
(карбоидов).
Проводя процесс в присутствии катализаторов, удается избе-
жать реакций уплотнения. Проведенные исследования позволяют
считать, что при гидрогенизации фенолов происходит присоеди-
нение водорода по кольцу с образованием циклических спиртов.
Последние легко отщепляют гидроксил, давая непредельный цик-
лический углеводород, который подвергается дальнейшим превра-
щениям. Это положение можно иллюстрировать следующим при-
мером:
ОН	СНОН
!! -
; сн2\ /Сн2
сн2
СП	сн2
сн2/'^сн -> сн2|/хсн2
СН^/СЩ CH2i\ сн2
сн2	сн2
Гидрогенизация других фенолов протекает по схемам, анало-
гичным имеющим место при гидрогенизации многоядерных арома-
тических углеводородов. При гидрогенизации возможно превраще-
ние высококипящих фенолов в ароматические углеводороды и
низшие фенолы.
Азотистые и сернистые соединения. Азоти-
стые и сернистые соединения вначале гидрируются и только затем
происходят дальнейшие изменения с отщеплением азота и серы
в виде аммиака и сероводорода.
Рассмотрение поведения отдельных классов соединений в про-
цессе крекинга и в процессе гидрогенизации позволяет устано-
вить, что в температурном интервале 400—600° устойчивость их
в отношении термического расщепления возрастает в такой последо-
вательности: алканы — алкены — алкины (диолефины) — цик-
ланы — ароматические углеводороды.
278
При этом разрыв цепи или кольца в углеводородах происходит
преимущественно по связям между углеродными атомами.
В ходе процесса:
1)	алканы подвергаются изомеризации и распадаются с обра-
зованием одной насыщенной и одной ненасыщенной молекулы;
последняя либо гидрируется с образованием насыщенного угле-
водорода, либо замыкается с образованием циклана, который мо-
жет дегидрироваться с образованием ароматических соединений;
2)	алкены подвергаются тем же превращениям, что и алкены,
получающиеся из алканов;
3)	цикланы могут подвергаться разложению, дегидрированию,
изомеризации;
4)	все ароматические углеводороды, кислородные, сернистые
и азотистые соединения вначале гидрируются и только после этого
подвергаются расщеплению с образованием соответствующих угле-
водородов; при этом азот, кислород и сера отщепляются в виде
аммиака, воды и сероводорода.
В условиях процесса гидрогенизации благодаря своевременному
присоединению водорода и направлению процесса преимущественно
в сторону получения насыщенных соединений реакции уплотне-
ния подавляются и протекают лишь в небольшой степени.
§ 118. Основные условия проведения процесса гидрогенизации
Процессы гидрогенизации твердых горючих ископаемых и
жидких продуктов отличаются по существу лишь тем, что про-
цессу гидрогенизации угля предшествует его растворение. Таким
образом, гидрогенизации подвергается по существу угольный
раствор, который в первом приближении можно рассматривать
как тяжелые нефтяные остатки.
Изучение процесса показало, что его протекание зависит от
многих факторов, основными из которых являются характеристика
исходного сырья, наличие катализаторов, давление, температура,
продолжительность нагрева при высокой температуре, а также ско-
рость нагрева.
Эти факторы не являются изолированными друг от друга и
влияния их на процесс тесно увязываются между собой.
Влияние давления. В процессе гидрогенизации основ-
ное значение имеет не общее давление, а парциальное давление
водорода. На примере чистых индивидуальных углеводородов из-
вестно, что повышение давления сдвигает обратимые реакции
гидрирования в сторону образования гидрированных соединений.
Так, например, для фенола повышение давления сдвигает вправо
реакцию
сн2он
z^ch2
//\
ОН сн2
+зн2
сн

279
Для достижения достаточной скорости реакции необходимо
ее вести в присутствии катализаторов. Без этого многие углеводо-
роды присоединяют водород очень медленно, несмотря на то, что
увеличение давления водорода не только сдвигает положение рав-
новесия, но и увеличивает скорость реакции. Реакции протекают
на поверхности катализатора, являясь, таким образом, примером,
гетерогенных, т. е. идущих при наличии различных фаз, катали-
тических реакций.
Скорость таких реакций зависит от скорости перемещения
реагирующих веществ к активным участкам поверхности катализа-
тора и от них, а также от соотношения между поверхностью актив-
ных участков и общей поверхностью катализатора. При условии
постоянства этих условий можно считать, что скорость реакции
гидрирования подчиняется закону действующих масс и прямо про-
порциональна давлению водорода.
Влияние давления водорода на протекание процесса гидрогени-
зации различно в условиях жидкой и паровой фаз. При жидко-
фазной гидрогенизации водород поступает к катализатору путем
медленно протекающей диффузии через жидкость. В результате
количество водорода на поверхности раздела фаз оказывается огра-
ниченным и определяет (при использовании достаточно активных
катализаторов) общую скорость процесса.
Активный катализатор может присоединить к сырью значи-
тельно больше водорода, чем то количество, которое успевает к
нему подойти. Интенсифицировать процесс можно, увеличив ско-
рость подвода водорода к катализатору путем повышения парци-
ального давления водорода и сокращения пути диффузии, за счет
развития поверхности раздела фаз при тонком измельчении ката-
лизатора.
В случае парофазной гидрогенизации явления водородного «голо-
дания» катализатора не наблюдается. Около катализатора обеспечи-
вается достаточная концентрация водорода и благодаря этому при
парофазном процессе удается успешно форсировать процесс путем
использования катализаторов, обладающих высокой активностью.
Нужно иметь в виду, что водород всегда расходуется в про-
цессе лишь частично, причем с увеличением давления одновременно
растет абсолютный расход водорода на реакцию и уменьшается
степень его использования. При практическом осуществлении про-
цесса, когда работа ведется в токе циркуляционного газа, в реак-
цию вступает лишь сравнительно небольшая часть проходящего
через систему водо'рода.
Сказанное выше имеет отношение не только к гидрированию
индивидуальных углеводородов, но также и к реакциям присоеди-
нения водорода к образующимся в результате расщепления в ходе
процесса ненасыщенным соединениям. Благодаря этому удается
избежать конденсации последних и образования тяжелых продук-
тов уплотнения.
Опыт показывает, что при гидрогенизации ряда смолистых
продуктов достаточно иметь давление водорода около 200 ат для
280
того, чтобы предотвратить образование карбоидов. Для многих
других видов сырья — каменных углей, крекинг-остатков, коксо-
вых смол — необходимо более высокое давление для того, чтобы
при практическом осуществлении процесса количество карбоидов
не превысило определенного процента.
Увеличение давления приводит к увеличению выхода жидких
продуктов и снижению выхода твердого остатка. Получаемый
твердый остаток по мере уменьшения его количества делается
более зольным, так как количество золы остается неизменным,
а углерод и водород сырья более полно переводятся в жидкие и
газообразные продукты реакции.
В паровой фазе процесса повышение давления водорода позво-
ляет повысить эффективность работы катализатора (т. е. работать
с большей удельной производительностью) и понизить его чувстви-
тельность по отношению к содержащимся в сырье и являющимся
ядами для катализатора азотистым и кислородным соединениям.
Влияние температуры и скорости на-
грева. При гидрогенизации угля в жидкой фазе большое зна-
чение имеет скорость подогрева до оптимальной, т. е. наиболее
благоприятной, температуры реакции. При нагреве угольной
пасты под давлением водорода и в присутствии катализаторов, как
это происходит в условиях практической работы, уголь проходит
ряд стадий.
Вначале имеет место набухание угля, затем вещество угля посте-
пенно растворяется во входящем в состав пасты растворителе.
По мере роста температуры уголь подвергается дезагрегации, что
ускоряет процесс растворения. Полученный раствор начинает под-
вергаться реакциям гидрирования, в то время как растворение
остаточного угля еще продолжается.
Конечная температура растворения различна для разных углей
и зависит также от скорости нагрева. В условиях опытов в авто-
клавах она составляет 370—420°. Правильный выбор скоростей
нагрева позволяет обеспечить наиболее полное растворение угля и
избежать трудностей, связанных с явлениями набухания.
Можно считать, что скорость нагрева до 206° не оказывает
заметного влияния на процесс, а наибольшее значение с точки зре-
ния полноты растворения имеет интервал 300—400°. Скорость
нагрева в этом интервале сказывается на общем выходе жидких
продуктов.
Более высокая температура самого процесса гидрогенизации при-
водит, как обычно, к ускоренному протеканию реакций. В то же
время с повышением температуры положение равновесия реакций
гидрирования сдвигается в сторону образования исходного ве-
щества и повышается тенденция гидрированных продуктов к рас-
паду.
При тяжелом, бедном водородом, сырье, использование высоких
температур приводит к тому, что скорости реакций разложения
превзойдут скорости реакций гидрирования, т. е. сырье будет
подвергаться в основном крекингу, с последующим образованием
281:
продуктов уплотнения и кокса. Таким образом, при высоких тем-
лературах чрезвычайно важно иметь высокое парциальное давле-
ние водорода, чтобы подавить тенденцию к образованию продуктов
уплотнения. Сказанное выше особенно относится к переработке
угольных паст. В этом случае повышение температуры может
вызвать испарение части растворителя (тяжелого масла) и выпаде-
ние из пасты угля, что приводит к закоксовыванию аппаратуры.
При прочих равных условиях повышение температуры как в
жидкой, так и в паровой фазах процесса приводит к усилению
газообразования и получению менее насыщенных жидких продук-
тов реакции. Так, при паровой фазе более высокая температура
процесса приводит к получению бензина, более обогащенного цик-
ланами, по сравнению с бензином, получаемым при более низких
температурах. Дальнейшее повышение температур приводит к сни-
жению гидрирующей способности катализатора и появлению в
бензине увеличенного количества ароматических соединений.
Влияние продолжительности процесса.
С увеличением длительности нагрева увеличивается глубина раз-
ложения. При некоторой оптимальной продолжительности про-
цесса, зависящей от температуры, выход бензина достигает наи-
большей величины. Дальнейшее увеличение времени реакции при-
водит к усиленному газообразованию и снижению выходов бен-
зина.
При процессе гидрогенизации жидких продуктов в начальных
стадиях процесса разложение идет главным образом в направле-
нии образования продуктов среднего молекулярного веса и лишь
по мере углубления процесса нарастает выход бензина и газа.
В соответствии с этим для получения наилучших выходов бензина
является целесообразным разбить процесс на несколько стадий.
При переработке угля картина осложняется явлениями, свя-
занными с дезагрегацией угля и его растворением. Здесь прежде-
временное повышение температур с превышением температуры
разложения угольного вещества, до окончания его растворения,
может привести к значительному снижению выхода жидких про-
дуктов. В остальном соотношения остаются примерно теми же, что
и для жидкого сырья.
При паровой фазе увеличенная продолжительность процесса
также приводит к чрезмерному газообразованию.
Практически как в жидкой, так и в паровой фазах гидрогени-
зации при заданных температурном режиме и давлении подбирают
такие объемные скорости, при которых обеспечивается достаточно
полное протекание реакции, с получением оптимальных выходов
конечных продуктов. Немаловажное значение имеет также вопрос
наиболее полного использования реакционного объема.
Влияние катализаторов. Применяемые в про-
мышленных условиях катализаторы гидрогенизации можно условно
отнести к двум группам:
1) низкотемпературные, работающие при невысоких давлениях
и чувствительные к сернистым соединениям;
.'282
2) высокотемпературные, работающие при высоких давлениях
и стойкие в отношении сернистых соединений.
Катализаторы первой группы легко и быстро отравляются,
т. е. теряют свою активность при наличии в перерабатываемом
сырье сернистых соединений. Поэтому для процесса гидрогениза-
ции горючих, которые постоянно содержат большее или меньшее
количество серы, фактически оказываются приемлемыми лишь
катализаторы второй группы.
Многочисленные работы показали, что наилучшими катализа-
торами являются соединения молибдена и вольфрама. Эти ката-
лизаторы в форме окисных и сернистых соединений нашли широкое
промышленное применение. Основные катализаторы паровой фазы
представляют собой чистый сернистый вольфрам или сернистый
вольфрам на носителе.
В зависимости от компонентов, входящих в состав катализа-
тора, он может иметь более резко выраженные гидрирующие или
расщепляющие свойства. Так, нанесение сернистого вольфрама
(WS2) на активную окись алюминия снижает расщепляющую
способность катализатора без изменения его гидрирующей способ-
ности, тогда как WS2 + NiS на алюмосиликате (терране), или акти-
вированной фтористоводородной кислотой (HF) отбеливающей
глине, обладает значительно повышенной расщепляющей способ-
ностью.
Действие катализатора существенно зависит от температуры.
Так \VS2 до 300° гидрирует олефины, до 400° гидрирует аромати-
ческие соединения, около 400° полностью восстанавливает в угле-
водороды кислородные, азотистые и частично сернистые соедине-
ния. При температурах выше 400° протекает изменение углерод-
ного скелета, связанное со значительным газообразованием и рас-
падом.
Катализаторы указанного состава ввиду высокой стоимости
могут быть приняты только при условии их длительной работы и
малого удельного расхода. Эти условия имеются в паровой фазе
процесса, где при правильном ведении процесса и хорошей подго-
товке сырья раз загруженный в реакционную колонну катализа-
тор работает много месяцев, а иногда и несколько лет, лишь очень
медленно и постепенно теряя свою активность. Такая длительная
работа возможна только в силу того, что процесс идет на сырье,
тщательно очищенном от загрязнений, которые, постепенно от-
лагаясь на поверхности катализатора, быстро привели бы к его
порче при работе в жидкой фазе.
Эти катализаторы называют стационарными, так как они,
будучи загружены в реакционные колонны, в последующем ста-
ционарно там находятся, не участвуя в движении реакционной
смеси.
Процесс жидкофазной гидрогенизации протекает в иных усло-
виях. Применение стационарного катализатора здесь возможно
только в особых случаях — для переработки масел, не содержащих
твердых примесей и значительного количества асфальтенов.
283
В случае же переработки смол, крекинг-остатков, пеков, не
говоря уже о буроугольных и каменноугольных пастах, приме-
няют так называемый плавающий катализатор.
Если стационарный катализатор используется в виде кусочков
или таблеток, которые в несколько слоев располагаются в реак-
ционных аппаратах, то плавающий контакт применяется только
в измельченном виде. Катализатор измельчается либо вместе с
углем в процессе его подготовки к переработке, либо в случае
жидкого сырья измельчается отдельно, замешивается в пасту и
в таком виде прибавляется к поступающему на переработку сырью.
Таким образом, катализатор перемещается в реакционной ап-
паратуре, «плавает» в сырье и выводится из процесса вместе с
продуктами реакции. В случае гидрогенизации углей, которые
всегда содержат значительное количество золы, катализатор сме-
шивается с этой золой и остатками не вступившего в реакцию угля,
причем содержание катализатора в общем твердом остатке ока-
зывается сравнительно небольшим. Поэтому нецелесообразно воз-
вращать остаток в процесс для вторичного использования. В то же
время регенерация катализатора из остатка очень затруднительна.
Все это приводит к необходимости подыскания для процесса
жидкофазной гидрогенизации возможно более дешевых и неде-
фицитных катализаторов, которые могли бы применяться в боль-
шем количестве (в случае более низкой их активности) и могли
бы выбрасываться уже после однократного использования.
То же относится и к гидрогенизации жидкого сырья с той раз-
ницей, что в этом случае содержание твердых частиц в сырье менее
значительно, катализатор разбавляется ими не в такой степени
и в силу этого оказывается целесообразным возвращать его не-
сколько раз в процесс, работая, таким образом, с возвратом ката-
лизатора в виде шлама, состоящего из катализатора, твердых
частиц и карбоидов сырья и масляных фракций. Однако и в этом
случае расход свежего катализатора оказывается значительным,
а регенерация его затрудненной. Это заставляет и при жидкофаз-
ной гидрогенизации жидкого сырья искать дешевых катализато-
ров, которые не требовали бы регенерации.
В промышленной практике для жидкофазной гидрогенизации
нашли применение главным образом железные катализаторы,
среди которых наибольшее распространение получили сульфат
железа и окись железа. Последняя обычно используется не в чис-
стом виде, а в виде отходов алюминиевого производства, содержа-
щих окись железа в количестве около 35%.
Использование железных катализаторов при гидрогенизации
большинства каменных углей и ряда видов жидкого сырья тре-
бует применения давления 700 ат, так как при давлениях 200
и 300 ат процесс протекает недостаточно полно. В случае пере-
работки сырья, более легко поддающегося гидрогенизации, про-
цесс может быть осуществлен и при давлении 300 и даже 200 ат.
Нужно отметить, что применение отдельно сульфата железа
и окиси железа дает худшие результаты, чем применение их сме-
284
сей. В связи с этим при гидрогенизации углей используют смеси
сульфата и окисных соединений железа.
При гидрогенизации углей в ряде случаев приходится счи
таться и со свойствами их золы. Зола может оказывать каталити-
ческое действие, а в отдельных случаях может дезактивировать
катализатор.
Влияние циркуляционного газа. Как уже
указывалось, промышленный процесс гидрогенизации проводится
в потоке циркуляционного газа. Это связано с тем, что поступаю-
щий водород используется в процессе лишь частично и поэтому
целесообразно работать с возвратом неиспользованной части водо-
рода в процесс.
Однако в ходе процесса происходит образование газообразных
продуктов, которые разбавляют циркуляционный газ и этим сни-
жают парциальное давление водорода. Наличие достаточного ко-
личества циркуляционного газа дает возможность поддержания
необходимого для нормального протекания процесса давления
водорода.
Кроме того, наличие циркуляционного газа обеспечивает хо-
рошее перемешивание реакционной смеси в жидкофазном про-
цессе.
Необходимые соотношения между сырьем и количеством цир-
куляционного газа для различных случаев неодинаковы и опре-
деляются путем опыта. В дальнейшем эти соотношения приводятся
при более подробном описании жидкой и паровой фаз гидрогени-
зации.
§ 119.	Процесс жидкофазной гидрогенизации
В жидкой фазе проводится переработка тех видов сырья, кото-
рые ввиду пх высокой температуры кипения, наличия асфальтенов,
карбоидов и твердых веществ не могут быть непосредственно пере-
работаны в бензин.
К таким видам сырья относятся крекинг-остатки, высококипя-
тцие смоляные остатки и уголь, который подвергается гидрогени-
зации в виде раствора, близкого по своим физическим свойствам
к высококипящим остаткам и подобным видам сырья.
Жидкофазная гидрогенизация превращает исходный продукт
в облагороженную дестиллатную фракцию, пригодную для паро-
фазной переработки на бензин. Выход дестиллатной фракции за-
висит от глубины процесса и условия последнего подбирают та-
ким образом, чтобы при максимально возможном выходе фракции
(в процентах от сырья) была обеспечена высокая удельная произво-
дительность реакционного объема.
Процесс жидкофазной гидрогенизации складывается в основ-
ном из двух самостоятельных, параллельно идущих процессов —
гидрирования и расщепления.
Процесс расщепления следует рассматривать как гомогенный
(т. е. происходящий в одинаковой фазе) некаталитический процесс,
тогда как гидрирование является процессом каталитическим.
285
В последнее время появляются указания (Д. И. Орочко) на
то, что процесс расщепления при жидкофазной гидрогенизации
также является каталитическим. Характер процесса расщепления
не дает возможности его каталитического ускорения. В связи с
этим для ускорения суммарного процесса гидрогенизации необхо-
димо повышение температуры. В силу высокого температурного
коэффициента реакции (1,4—1,6) уже небольшой подъем темпера-
туры дает сильное увеличение скорости распада.
Для предотвращения значительного протекания реакций уплот-
нения необходимо обеспечить достаточную интенсивность протека-
ния реакций гидрирования. Это достигается использованием ката-
лизаторов и работой под высоким давлением водорода. Наличие
водорода сдвигает процесс в сторону гидрирования ненасыщен
пых соединений, а применение катализаторов, увеличивая скорость
процесса, позволяет обеспечить достаточную глубину гидрирова-
ния при оптимальных давлении и температуре.
Скорость реакций гидрирования зависит от концентрации
водорода в слое жидкости, непосредственно соприкасающейся е
поверхностью катализатора. Эта концентрация определяется рас-
творимостью водорода в жидкости и его парциальным давлением.
Растворимость водорода повышается с увеличением темпера-
туры и уменьшается с увеличением молекулярного веса раствори-
теля. В условиях процесса молярная концентрация растворенного
водорода составляет примерно 0.5 моля на моль продукта.
Концентрация водорода на поверхности катализатора зависит
также от скорости расхода водорода, величины коэффициента диф-
фузии и пути диффузии, который приходится проходить водороду
в жидкости до частицы катализатора. В силу этого важно обеспе-
чить возможно равномерное распределение катализатора по объему
жидкости, что достигается использованием тонкоизмельченного
плавающего катализатора.
Наибольшая интенсификация процесса достигается в том слу-
чае, когда скорость подвода растворенного водорода практически
равна скорости его расходования на катализаторе при насыщении
жидкости водородом.
Активное соприкосновение и перемешивание сырья и катали-
затора обеспечиваются проведением процесса в токе циркуляцион-
ного газа. Отношение объемов сжатого циркуляционного газа и
сырьевой смеси в рабочих условиях реактора составляет обычно
от 6 до 8, а время пребывания жидкого продукта в реакторе соста-
вляет около 1 часа. Реакционная смесь вводится снизу и выводится
с верха колонны, которая на 80—90% заполнена вспененной жид-
кой фазой, через которую прорывается газ со сравнительно значи-
тельной скоростью, так что время пребывания его в реакторе со-
ставляет от 2 до 4 минут. Объем реактора может быть рассчитан по
времени пребывания жидкой фазы, с учетом ее вспенивания.
Для того чтобы была обеспечена большая активная поверх-
ность соприкосновения, необходимо применять большое количество
катализатора или производить его очень тонкое измельчение.
286
Практически пользуются обоими способами. При гидрогенизации
жидких продуктов применяют мелкоизмельченный катализатор
типа коллоидного и работают с циркуляцией, т. е. возвратом ката-
лизатора в процесс. Практическая кратность циркуляции соста-
вляет 3—5. При гидрогенизации углей катализатор сильно разба-
вляется твердыми остатками угля и возврат его нецелесообразен.
В этом случае ограничиваются тонким распределением катализа
тора в исходном сырье. Так, сульфат железа используют в виде
раствора; уголь пропитывается раствором путем разбрызгивания
последнего и затем идет на измельчение.
Применение стационарных катализаторов обеспечивает высокую
концентрацию катализатора и тесное соприкосновение его с, сырьем
и водородом. Однако при наличии в сырье большого количества
смол, асфальтенов и твердых частиц стационарный катализатор
быстро теряет активность и забивается. В силу этого использова-
ние стационарных катализаторов в жидкой фазе ограничивается
переработкой продуктов, свободных от твердых частиц и не содер-
жащих больших количеств смол и асфальтенов. Такие продукты
могут быть получены, например, глубокой вакуум-п ерегонкой
исходного сырья.
Необходимое давление в процессе определяется в зависимости
от химического состава сырья. Оно должно обеспечивать высокое
парциальное давление водорода, достаточное для протекания
реакций гидрирования с такой скоростью, чтобы процессы уплот-
нения были сведены к небольшой величине.
Степень протекания этих процессов определяется содержанием
асфальтенов в возвращаемом в процесс тяжелом масле В нем
обычно не должно быть больше 6—8®6 асфальтенов.
Для обеспечения этого условия, а также превращения исход-
ных смол и асфальтенов сырья требуется давление в 700 ат. При
сырье, бедном асфальтенами и дающем тяжелое масло с невысоким
их содержанием, достаточно применить давление 250—300 ат.
Для некоторых видов исходного сырья может оказаться доста-
точным использование и более низких давлений. К таким видам
сырья относятся сапропелиты и сланцы (их органическая масса).
Так, имеются указания, что гидрогенизация органического ве-
щества прибалтийских сланцев может быть осуществлена с доста-
точной эффективностью уже при 100—150 ат.
Температура процесса в жидкой фазе составляет 390—490°.
Низкие температуры 390—420° используются лишь при легком
гидрировании. При процессе со значительным расщеплением, на-
правленном для получения среднего масла и бензина, .оставляющих
широкую фракцию, идущую как сырье для переработки в паровой
фазе, применяются высокие температуры — до 490°.
При гидрогенизации исходное сырье превращается за один
проход в газ и целевую широкую фракцию не полностью, а лишь
частично. В случае жидкого исходного сырья вместе с широкой
фракцией получается тяжелое масло, а при переработке угля
часть его органического вещества также дает тяжелое масло, на
287
котором затирается в пасту новое количество угля. Процесс замы-
кается в силу того, что вместе со свежим сырьем в него вводится
и циркуляционное, которое при переработке угля используется
как затирочное масло для замеса пасты, а при переработке жидкого
сырья возвращается в процесс непосредственно как тяжелое масло.
Меняя коэффициент возврата тяжелого масла, можно направить
процесс так, что он замкнется, т. е. газа и широкой фракции будет
получаться столько же, сколько вводится свежего сырья. Проведе-
ние процесса в более жестких условиях приведет к недостатку
Фиг. 98. Влияние объемной скорости на вяходы
жидких продуктов.
1—тяжелое масло >320° в исходной пасте; 2— выход
жидких продуктов без воды; з — выход тяжелой франции
/>320°; 4 —• выход широкой фракции до 32о°.
। Практически при заданных температуре и давлении глубина
процесса определяется временем пребывания сырья в реакционном
объеме, которое находится в непосредственной связи с объемной
скоростью, т. е. количеством сырья, проходящего за единицу вре-
мени через единицу реакционного объема.
Таким образом, при небольших объемных скоростях процесс
будет иттп в сторону образования легких и средних масел с недо-
статком тяжелого масла. По мере увеличения объемной скорости
при той же глубине превращения количество тяжелого масла
будет увеличиваться. В определенной точке процесс замкнется,
г. е. количество тяжелого масла в продуктах реакции будет равно
количеству масла, вводимому в процесс с суммарной загрузкой.
Дальнейшее повышение объемной скорости приводит к полу-
чению избытка тяжелого масла, причем при некоторой величине
объемной скорости начинается снижение процента превращения
(при работе на угле) и падение общего выхода жидких продуктов.
Фиг. 98 иллюстрирует вышеизложенное на примере гидрогени-
вации каменного угля при 200 ат и 440°. Для каждого вида сырья
оптимальная величина объемной скорости для определенных усло-
вий процесса различна. Определение этой величины является
288
одной из основных задач, которые приходится разрешать при
проектировании нового завода или переходе уже существующего
на переработку нового сырья.
§ 120.	Процесс парофазной гидрогенизации
Сырьем для парофазной гидрогенизации служит широкая фрак-
ция с концом кипения 300—350°, получаемая в жидкофазном про-
цессе, а также средние масла от прямой перегонки смол, нефтей
и др.
Упомянутая широкая фракция обычно содержит до 20—25%
бензина. Для выпуска этого бензина в качестве товарного про-
дукта требуется предварительная очистка его от кислых и основ-
ных, а также легкоосмоляющихся веществ. Поэтому, а также из-за
низких моторных его качеств обычно жидкофазный бензин пере-
рабатывают вместе со средним маслом, причем он подвергается
насыщению водородом и превращается в устойчивый продукт,
не требующий дополнительной очистки. К поступающему на ги-
дрогенизацию среднему маслу могут добавляться в случае на-
добности также нестабильные и требующие очистки бензины от
разгонки первичных смол.
В широкой фракции содержится значительное количество фено-
лов. Низшие фенолы — фенол, крезолы, отчасти ксиленолы —
представляют собой ценное сырье для производства пластмасс
и др. В связи с этим часто из гидрюра жидкой фазы выделяют
фракции, особенно богатые фенолами или крезолами (180—200°
и 200—230 ). После извлечения из этих фракций фенолов остаточ-
ные нейтральные масла вновь присоединяют к гидрюру, поступаю-
щему на парофазную гидрогенизацию.
Паровая фаза обычно состоит пз двух ступеней: предваритель-
ного гидрирования и расщепления или бензинирования. Сначала
сырье насыщается водородом, причем происходит гидрирование
кислородных, азотистых и сернистых соединений с отщеплением
воды, аммиака и сероводорода Одновременно подвергаются гидри-
рованию ненасыщенные и частично ароматические соединения.
При работе паровой фазы при 300 ат в результате предваритель-
ного гидрирования должно быть получено среднее масло, содержа-
щее не больше 0,02% фенолов и не более 3—5 мг/л оснований, так
как более значительное их содержание приводит к сокращению
срока работы катализатора расщепления, весьма чувствительного
к фенолам и основаниям. Однако имеются указания, подкрепляе-
мые данными производственной практики, о том, что вышеуказан-
ные нормы содержания в сырье бензинирования азота и кислорода
являются излишне жесткими и что может быть обеспечена нормаль-
ная работа катализатора расщепления и при менее глубокой пред-
варительной обработке сырья.
При переработке богатого азотом и фенолами исходного сырья
иногда бывает трудно обеспечить достаточно полное удаление азо-
тистых соединений и фенолов. В этих случаях удаление остаточного
19 Зак. № 22-,2.	289
количества оснований производят путем обработки масла слабой
серной кислотой и раствором щелочи.
При переработке нефтепродуктов, которые почти не содержат
кислых и основных веществ и содержат лишь небольшое количество
непредельных, иногда можно обойтись без стадии предварительного
гидрирования, т. е. провести паровую фазу в одну ступень.
Среднее масло, полученное при предварительном гидрировании,
поступает далее на последнюю ступень процесса — бензинирова-
ние, где при работе с циркуляцией сно переводится в бензин.
В процессе бензинирования получается обычно 60—65 % от общего
количества бензина, а остальные 35—40% получаются с блоков
предварительного гидрирования. Эти 35—40% составляются час-
тично из бензина жидкой фазы, частично из бензина предваритель-
ного гидрирования, полученного за счет расщепления среднего
масла; при этом расщепление в некоторой степени идет параллельно
с гидрированием сырья.
Если наряду с бензином должно вырабатываться и дизельное
топливо, процесс может быть осуществлен только в I ступени,
т. е. путем предварительного гидрирования. Однако обычная
двухступенчатая схема дает большую гибкость, позволяя варьиро-
вать в желаемых соотношениях выпуск бензина и дизельного топ-
лива.
Чувствительность катализатора бензинирования к азотистым и
кислородным соединениям уменьшается при увеличении давления
водорода. Поэтому в ряде случаев можно иметь одноступенчатую
паровую фазу и при работе на сырье, содержащем эти соединения,
однако при условии работы под давлением 700 ат.
В паровой фазе процесса отношение объемов сжатого циркуля-
ционного газа и паров на выходе из системы составляет от 8,0 до
25,0. Объем реактора рассчитывается в этом случае по суммарному
объему паров продукта и циркуляционного газа.
В качестве катализаторов паровой фазы используются серни-
стые молибден и вольфрам с различными носителями. В промышлен-
ной практике основным катализатором предварительного гидри-
рования служил чистый сернистый вольфрам, применявшийся в
виде таблеток.
Применялся также катализатор, состоявший из 25% сер
нистого вольфрама и 5% сернистого никеля, высаженных на оса-
жденной окиси алюминия. Этот катализатор по производительности
примерно на 20% ниже, чем чистый сернистый вольфрам, и про-
должительность его работы примерно вдвое меньше.
Катализатором бензинирования служит также сернистый воль-
фрам, но не в чистом виде, а высаженный на инфузорной земле
(терране) с содержанием в катализаторе 8—20% WS.,. Этот ката-
лизатор оказывает некоторое изомеризующее действие и обеспечи-
вает высокую степень расщепления при сравнительно небольшом
газообразовании. Изомеризующее действие катализатора особенно
сильно сказывается на легких фракциях: получаемый в процессе
бутан на 70% состоит из изобутана.
290
Этот катализатор имеет значительный недостаток — он весьма
чувствителен к кислородным и азотистым соединениям и требует
предварительного гидрирования сырья, что приводит к необхо-
димости значительного увеличения суммарного реакционною объ-
ема паровой фазы.
§ 121.	Механизм процесса гидрогенизации
Схематически процесс гидрогенизации в жидкой фазе можно
представить следующим образом:
растворение водорода
диффузия к поверхности !
катализатора
дезагрегация и растворение
угля '
i диффузия к поверхности
i	катализатора
адсорбция в а поверхности
адсороцпя па поверхности
реакция на поверхности
гидрирование
расщеп ленпе
широкая фракция-г тяжелое масло + газы
Наибольшая интенсивность достигается в том случае, когда
скорость подвода водорода будет равна скорости его расходова-
ния на катализаторе. При этом важна исличииа среднего пути диф-
фузии растворенного водорода.
В парофазном процессе дело обстоит иначе. Здесь если на по-
верхности и образуется тонкая пленка сырья, то она постоянно
соприкасается с водородом и катализатором и расстояние, кото-
рое водород должен пройти к поверхности катализатора, очень
невелико; поэтому процесс можно рассматривать как протекаю-
щий при наличии однофазной смеси водорода и паров сырья.
Наиболее вероятный механизм процесса можно представить
в следующем виде.
Молекулы углеводородов и других соединений, адсорбируясь
на поверхности кристаллической решетки катализатора, образуют
неустойчивые комплексы, которые подвергаются различным пре-
вращениям. Наличие на поверхности адсорбированного водорода
обеспечивает его присоединение по месту разрыва связи.
В условиях процесса (380—450°, 300 ат, молибденовые и воль-
фрамовые катализаторы) на поверхности катализатора происходят
преимущественно гидрирование и расщепление, а реакции цикли-
зации и изомеризации занимают лишь подчиненное значение.
Повышение температуры процесса до 530—540° приводит к
сдвигу равновесия в сторону накопления ароматических углеводо-
родов. Получаемый в этом случае бензин имеет более высокие
октановые характеристики в силу его обогащения ароматическими
19*
291
соединениями. Однако проведение процесса при с голь высоких
температурах и давлении 200—300 ат вызывает большие трудности
в части подбора материалов для изготовления оборудования.
В силу этого процесс получения ароматизированного бензина
практически осуществляют на самостоятельных установках в
условиях высокой температуры и при давлении 20—50 ат, что
соответствует парциальному давлению водорода 15—40 ат.
Увеличение парциального давления водорода в паровой фазе
не вызывает заметного тормозящего действия на реакции распада
углеводородов. При наличии достаточно активных катализаторов
увеличение парциального давления водорода увеличивает скорость
разложения при одновременном, достаточно полном гидрировании
непредельных соединений.
В жидкой фазе характер исходного сырья сильно сказывается
на составе получаемой продукции. Это связано с тем, что здесь
в основном идут процессы, в ходе которых общая структура исход-
ного сырья или его групповой состав не претерпевают особенно
больших изменений.
В паровой фазе влияние характера исходного сырья на хими-
ческий состав бензина не столь сильно. Тем не менее и здесь пере-
работка дестиллатов с преимущественным содержанием алканов
дает богатые этими углеводородами бензины, а переработка дестил-
латов, в состав которых входят циклические углеводороды, дает
бензины, содержащие большее количество цикланов и аромати-
ческих углеводородов и имеющие улучшенные моторные характе-
ристики .
Зависимость от характера исходного сырья почти полностью
исчезает лишь при получении ароматизированного бензина. Про-
цесс этот разбирается в главе XVI.
Глава XIП
ПОДГОТОВКА СЫРЬЯ ДЛЯ ГИДРОГЕНИЗАЦИИ.
ТЕХНОЛОГИЧЕСКИЕ СХЕМЫ И АППАРАТУРА
ЖИДКОФАЗНОЙ ГИДРОГЕНИЗАЦИИ
§ 122.	Подготовка сырья для гидрогенизации
Поступающее на гидрогенизацию сырье подвергается пред-
варительной обработке. Смолы, нефтепродукты, пеки должны
быть освобождены от твердых примесей и воды. Уголь должен быть
высушен, измельчен п замешан в пасту на затирочном масле.
Йоступатощее на завод жидкое сырье обычно содержит воду
и твердые примеси. Наличие воды приводит к трудностям при
последующей разгонке смол на пестилляпионных установках.
Наличие твердых примесей приводит к забивке аппаратуры дестил -
ляционных установок и к повышенному расходу катализатора.
Последнее связано с тем, что инертные твердые примесп снижают
концентрацию катализатора, вследствие чего приходится вводить
в систему большие количества свежего катализатора.
Вода и твердые примеси удаляются из смолы посредством фуго-
вания. Нагретая смола из складских емкостей подается на центри-
фуги гюлупериодического действия с горизонтальным валом.
Современные центрифуги при диаметре корзины 1500 мм и 1200—
1500 оборотах в минуту пропускают в час 3—5 т смолы. При ра-
боте на буроугольной смоле получаются примерно результаты, при-
веденные в табл. 49 (в %).
Таблица 49
Наименование составных частей	Содержание		
	в исход- ной смоле	в фугован- ной смоле	в остатке фугования
Масел		96,2	99,8	47,0
Воды		3,0	0,1	8,0
Твердых примесей	0,8	0,1	45,0
293
Центрифуга работает полупериодически: время от времени
при пониженном числе оборотов производится удаление скопивше-
гося в центрифуге остатка фугования при помощи специаль-
ного ножа или аналогичного устройства. Для обеспечения без-
опасности работы центрифуги находятся под давлением инертного
газа.
Очищенная смола поступает в промежуточные емкости и затем
на дестилляцпонную установку, где от нее отбираются фракции,
выкипающие до 315—340°. В большинстве случаев дестилляции
смолы производится вместе с дестилляцией продукта I ступени
гидрогенизации, т. е. гидрюра жидкой фазы.
Если сырьем для гидрогенизации являются продукты типа
пеков, тяжелых крекинг-остатков и т. п., схема подготовки сырья
меняется. Пеки подвергаются предварительному расплавлению с
последующим отстоем, фильтрацией или фугованием. Так как
фракции, выкипающие до 325 —340°, в таких продуктах практи-
чески отсутствуют, то сырье такого характера поступает на гидро-
генизацию, минуя дестилляционную установку.
Технологическая схема подготовки угля и пастоприготовления
может быть различна в зависимости от характера исходного угля.
Так, при гидрогенизации бурого угля единственным катализа-
тором I ступени гидрогенизации является железная руда, а паста
приготовляется лишь одной концентрации; при работе на камен-
ных углях применяют два или три катализатора и часто пригото-
вляют два сорта пасты — густую и жидкую.
В первую очередь это связано со склонностью каменного угля
к набуханию, вследствие чего каменноугольную пасту, поступаю-
щую на теплообмен, приходится разжижать маслом.
Последующее описание составлено применительно к подго-
товке каменного угля, причем предполагается, что уголь не требует
предварительного обогащения или уже обогащен, т. е. зольность
его снижена до 4,5—5,5%. Наличие большого содержания золы в
угле приводит к непроизводительной загрузке аппаратуры высо-
кого давления и ее увеличенному износу, резко затрудняет пере-
работку получающегося шлама и сильно снижает все показатели
процесса.
Наличие солей может приводить к их выпадению и образованию
пробок, повышенная щелочность — к затруднениям в переработке
шлама.
Зольные составляющие угля могут играть и положитель-
ную роль: зола иногда обладает некоторыми каталитическими
свойствами, что позволяет уменьшить дозировку катализа-
тора.
Особо вредное влияние оказывает содержание в угле песка,
что приводит к сильному износу аппаратуры высокого давления
и иногда к ее забивке так называемой «икрой».
Наличие в золе летучих веществ, способных возгоняться, мо-
жет вызвать «цементацию» теплообменников и холодильников и
расстройство их работы.
294
Высокая щелочность золы приводит к усиленному образованию
асфальтенов, а также «икрообразованию» вследствие вяжущих
свойств золы.
В промышленной практике известен лишь один завод, работаю-
щий на бурых углях с зольностью до 15%. Остальные, сооружен-
ные впоследствии, заводы, особенно заводы, на которых произво-
дилась переработка каменных углей, перерабатывали уголь с золь-
ностью не выше 5—5,5%.
Наличие влаги в топливе, подвергаемом гидрогенизации, свя-
зано с перерасходом тепла в процессах пастоприготовления и
гидрогенизации и пониженной вследствие этого производительно-
стью аппаратуры высокого давления, а также с понижением пар-
циального давления водорода.
Поэтому каменный уголь подсушивают до остаточного содержа-
ния влаги не выше 2%, а бурый уголь — до 4—5% влаги, так как
дальнейшее снижение влажности представляет большие трудности,
резко снижает производительность сушилок и увеличивает расходы
на сушку.
Сушка может проводиться в сушилках различного типа, обо-
греваемых паром или продуктами горения. В последнем случае
необходим тщательный контроль за составом дымовых газов и тем-
пературой, так как местные перегревы топлива ведут к его обугле-
роживанию и ухудшению показателей по гидрогенизации.
§ 123.	Схема углеподготовки
Поступающий на завод рядовой, т. е. не рассортированный по
крупности, уголь с влажностью 8—12% направляется на уголь-
ный склад. Отсюда уголь при помощи крана перегружается в цехо-
вые приемные бункеры или угольные ямы. Предусматривается
также возможность непосредственной разгрузки прибывающего
угля в угольные ямы, минуя склад. Из угольных ям уголь транс-
портерами подается на мощные молотковые дробилки (60—
150 ml час), где измельчается до размера кусков не более 40 мм.
После этого уголь транспортерами подается в угольные бункеры,
рассчитанные на хранение 6—8-час. запаса угля. Отсюда уголь
поступает на вторичное дробление в молотковых или дезинтегратор-
ных дробилках (фиг. 99).	;
Предварительно уголь пропускается через магнитные сепара-
торы с целью извлечения случайно попавших железных ча-
стей.
Дробление угля проводится так, чтобы не менее 75% его имели
размер частиц не больше 1 мм.
Катализаторами при гидрогенизации угля в жидкой фазе слу-
жат водный сульфат железа FeSO4 . 7П2О и окись железа Fe2O3.
Последняя используется обычно не в чистом виде, а в виде руды
или отходов, получающихся при производстве алюминия. Расход
сульфата железа (катализатор I) составляет 1,5—2% от веса угля,
расход железной руды (катализатор II) около 3%.
295
Оба катализатора складируются и специальных бункерах и
добавляются к углю перед вторичным дроблением. Катализатор II
предварительно размалывают до крупности частиц 0—1, 0—2 мм,
а катализатор I для обеспечения его равномерного распределения
вводится обычно в виде водного концентрированного (~35%) рас-
твора.
Уголь
кагпапи^ Катал'р-
зал№р\ ч'ощов
Вторичное дробление
Циклоны'
бцнкеры\
ВибрациОнн/ые^
Прсблёкше
ПратЯкиггр
5инкер_й
Фпг. 99. Схема углеподготовки.
В этом случае перед подачей угля на дробилки II ступени уста-
навливается смесительный шнек, в котором при помощи разбрызги-
вающих устройств производится добавка к углю катализатора I.
Дозировка последнего ведется при помощи мерников и дозаторов.
Необходимо избегать смешения катализаторов I и II, так как
при этом возможно образование твердой корки, засоряющей транс-
портные механизмы.
После вторичного дробления уголь вместе с катализаторами I
и II поступает на сушку. Для контроля за количеством поступаю-
щего угля устанавливают ленточные весы.
Сушка ведется до остаточного содержания влаги 1—3% в су-
шилках, обогреваемых циркуляционными дымовыми газами. Тем-
296
пература их на входе составляет —450е, на выходе — 1-5°. Темпе-
ратура угля на выходе из сушилки 105—107°. Во избежание заго-
рания угля в сушилке содержание кислорода в циркулирующих
продуктах горения не должно превышать 5%. Производительность
наиболее часто применявшихся сушилок при условии снижения
влажности на 6—7°/0 составляет около 40 mt час. Сушилка предста-
вляет собой вращающуюся систему горизонтальных полок, по ко-
торым уголь пересыпается сверху вниз, постепенно подсушиваясь.
Обогревающий газ проходит также сверху вниз. В центре сушилки
расположена газодувка, при помощи которой производится цирку-
ляция газа, а под ней — горелка п камера горения, где сжигается
отопительный газ.
После сушки уголь транспортером и шнеком подается к пневмо-
насосам и потоком инертного газа транспортируется в бункер уста-
новки окончательного размола п замеса пасты. Когда сушилка для
угля находится на значительном расстоянии от цехов гидрирова-
ния, к высушенной угольной пыли в специальном шнеке добав-
ляется до 15% тяжелого масла. Получаемая смесь не пылит и менее
чувствительна к кислороду воздуха, т. е. более гарантирована от
самовозгорания.
Далее уголь распределяется по вибрационным ситам, которые
разделяют его на фракции меньше 1 мм и больше 1 мм. Вибра-
ционные сита имеют размах качания около 9 мм и получают
1000 импульсов в минуту. Отсеянные более грубые частицы напра-
вляются на вальцовую дробилку и затем обратно на сита, а про-
сеянный уголь собирается в очередном промежуточном бункере.
Отсюда уголь через ленточные весы распределяется по ластовым
мельницам. Перед этим к нему в случае надобности добавляется
сернистый натр (катализатор III).
Сернистый натр вводится для нейтрализации хлора, содержа-
щегося в золе угля, во избежание возможной коррозии аппаратуры.
Признаком достаточной нейтрализации хлоридов является их малое
содержание в воде гидрирования, которое не должно превышать
300 .иг/л.
Инертный газ, при помощи которого производится транспорти-
ровка измельченного угля, отделяется от последнего в циклонах,
затем проходит обеспыливающие устройства и возвращается вновь
к пневмонасосам. Избыток газа сбрасывается в атмосферу.
Цех углеподготовки оборудуется сложной системой для обес-
пыливания и со всех точек, где происходит сильное образование
пыли, производится отсос.
§ 124.	Пастоподготовка
Принципиальная схема процесса цастоподготовки вплоть до
подачи пасты к блокам высокого давления представлена на
фиг. 100. Смесь измельченного угля и катализаторов шнеками
подается во вращающиеся барабанные настовые мельницы. Сюда
же подается затирочное масло. Полученная паста поступает в про-
297
межуточную емкость, откуда часть ее направляется непосредственно
на вибрационные сита для отделения крупных частиц, а другая
часть, идущая на приготовление жидкой пасты, в турбосмесителе
смешивается с дополнительным количеством масла и уже после
этого проходит сита. Задержанные на ситах крупные частицы
возвращаются в настовые мельницы, а пропущенная сквозь сита
паста подается насосами низкого давления в коллекторы густой
и жидкой пасты и далее в цех пастовых насосов высокого давления.
Отсюда паста направляется на гидрогенизацию в блоки высокого
давления.
а.'-ксь угля и
катализаторов
Ленточные
Остаток с сит
весы
Емкость для р—
густой пасты г
Ёибрауситсг
"Г"
Емкость F
Емкость для
Скидкой пасты
^Вибрац. сита
Густая и Жидкая
паста на блоки
а с блоков
высокого давления
Емкость
Насд'ру низкого давления
, Вастдвые нрсасы
Фиг. 100. Схема пастоподготовки.
Пастовая мельница представляет собой горизонтально рас-
положенный и установленный на катках цилиндр (фиг. 101). Уголь
подается в него с обеих торцевых сторон при помощи шнеков 1,
причем количество его контролируется ленточными весами. Зати-
рочное масло подается по полым валам шнеков, и количество его
измеряется при помощи счетчиков поршневого типа 2. Цилиндр
закрыт с обеих сторон, а внутри разделен на пять частей. По краям
находятся две камеры 3, заполненные металлическими шарами и
служащие для предварительного смешения масла и углеконтакт-
ной смеси. Каждая такая камера имеет длину около 1,5 м и запол-
нена ~4 т шаров размером 35, 40 и 50 мм. Далее следуют две сек-
ции 4, которые перегородками, расположенными в виде пятиконеч-
ной звезды, разделены каждая на пять отделений. Эти отделения
заполнены отрезками стальных цилиндриков диаметром 18 мм
и длиной ~2’0 мм. При вращении барабана с помощью этих ци-
линдриков, вес которых в мельнице составляет 30—35 т, осуще-
ствляются окончательный размол и замес угля.
Наконец, средняя часть барабана 5 полая и снабжена штуцером
для выгрузки полученной пасты. Все секции разделены между
собой при помощи перегородок 6, снабженных шлицами или про-
298
резями специальной формы. Для повышения стойкости все пере-
городки сделаны из марганцевой стали; внутренняя поверхность
барабана также выложена плитами марганцевой стали.
Пастовая мельница покрыта кожухом, обогреваемым паром
и теплоизолированным снаружи. Затирочное масло подается горя-
чим, а рабочая температура процесса составляет ПО—120°. На
фиг. 102 показан общий вид пастовой мельницы производитель-
ностью 20 т'час по каменному или ~40 т'час по бурому углю.
Основные размеры мельницы: диаметр 2200 мм, длина барабана
~ 10 м.
Затирочное масло
ролики
ролики
<1Эцг. 101. Схема настовой мельницы.
Вращение производится со скоростью 20 оборотов в минуту
при помощи мотора мощностью 350 кет через редуктор и зубчатый
венец, установленный на барабане. Время пребывания угля в мель-
нице составляет 30—40 мин., а полученная паста имеет примерно
такую степень помола входящих в ее состав твердых частиц (в %):
Остаток	на	сите 400	отелем?.....................5—7
»	»	»	2500	»	....................20—25
»	»	»	4900	»	   10
»	»	»	10000	»	 10—13
Проходит сквозь сито с 10000 отв................55—40
Непосредственно под мельницей устанавливается промежу-
точная емкость для пасты. Она представляет собой снабженный
мешалкой вертикальный цилиндрический резервуар с обогре-
вом.
299
Для описанной мельницы обычно ставится емкость с разме-
рами: диаметр 5 лг, высота 4 м, объем около 80 Л(3. Мешалка де-
лает 10 оборотов в минуту и вращается от мотора в 22 кьт. Емкость
заизолирована и обогревается расположенным снаружи паровым
змеевиком; температура пасты поддерживается около 100°. Пере-
мешивание необходимо для того, чтобы предотвратить расслаива-
ние пасты, а нагрев — для обеспечения возможности перекачки
насты №• л у'ам при ПОМОЩИ
Фиг. 102. Общий ьид настовой мельницы.
Густая и жидкая паста. В пастовых мельницах
готовится густая паста с содержанием твердых частиц 50—53%.
Такая паста при ее медленном нагреве склонна к набуханию и
теряет подвижность, вследствие чего затрудняется ее перекачива-
ние по трубам. Поэтому такая паста не может быть направлена
в систему теплообмена, а поступает непосредственно в трубчатую
печь, где нагревается таким образом, чтобы возможно быстро
пройти интервал температур, в котором происходит набухание.
Через систему теплообмена пропускается жидкая паста, содер-
жащая 40—42% твердых веществ. Жидкая паста получается раз-
бавлением густой дополнительным количеством затирочного масла.
Смешение производится в турбосмесителях производительностью
до 120 m/час жидкой пасты. Размеры турбосмесителя: диаметр
1500 мм, высота 2'500 мм, число оборотов мешалки 150 в минуту,
мощность мотора 12 кет.
Применение двух паст разной вязкости объясняется тем, что
при работе на пасте одной средней концентрации явление набуха-
ния приводит к значительным трудностям в работе и при этом не
удается обеспечить повышенное использование тепла в системе
теплообмена.
300
Соотношение между количествами густой и жидкой пасты тесно
связано с мощностью подогревательных и теплообменных устройств
блоков высокого давления и может колебаться в довольно ши-
роких пределах, примерно от 1 : 0,5 до 1 : 2.
На фиг. 103 показана зависимость вязкости пасты от температуры.
Приведенные кривые указывают на значительную разницу в
характере вязкости каменноугольных жидкой и густой паст.
Кроме того, видно, что кривые вязкости для одной и той же пасты,
получаемые при нагреве и затем при охлаждении, не совпадают.
'Риг. 103. Зависимость вязкости пасты от температуры.
Это свидетельствует о том, что явление набухания в известных
пределах постоянно имеет место при пастоприготовлении.
На практике соотношение концентраций густой и жидкой паст
подбирается таким, чтобы была обеспечена заданная средняя кон-
центрация и в то Mie время было обеспечено возможно лучшее ис-
пользование тепла. При этом учитывается, что концентрация гу-
стой пасты не должна превышать 50—53%.
Чтобы предотвратить возможность попадания в систему вы-
сокого давления посторонних частиц и недостаточно измельчен-
ных угля и катализатора, паста пропускается через вибрационные
301
сита «арфового» типа с расстоянием между проволоками ~0,75 мм.
Обычно просев производится дважды, причем перед вибрационными
ситами I ступени включаются магнитные сепараторы, задерживаю-
щие металлические частицы, которые могут случайно попасть
в пасту. После просева паста направляется в снабженные мешал-
ками промежуточные обогреваемые емкости объемом по 60—80 .и3.
Отсюда паста поршневыми насосами накачивается в магистраль-
ные линии (коллекторы низкого давления), ведущие в цех пасто-
вых насосов высокого давления.
Пастовые коммуникации на всем протяжении снабжены паре
вым обогревом, чтобы температура пасты поддерживалась на уровне
около 100°.
Коммуникации подачи пасты на пастовые насосы высокого
давления выполнены по кольцевой системе: в магистраль постоянно
подается больше пасты, чем требуется для питания пастовых насо-
сов высокого давления, с тем, чтобы избыток по обратной линии
возвращался в пастовые емкости. Таким образом, предотвра-
щается возможность застаивания пасты в трубопроводах и их за-
бивка. Тем не менее в практике работы происходит постепенная за-
бивка пастовых магистралей за счет оседания более грубых частиц.
Это приводит к необходимости иметь резервные пастовые линии,
что дает возможность периодически производить промывку маги-
стралей затирочным маслом.
§ 125.	Пастовые и другие насосы высокого давления
Пастовые насосы высокого давления представляют собой обычно
плунжерные насосы двойного действия с гидравлическим приво-
дом. Они получают пасту из магистрального коллектора под давле-
нием 5—10 ат и сжимают ее до рабочего давления 300 или 700 ат.
Шаровые клапаны насосов очень чувствительны к наличию в пасте
посторонних включений и поэтому паста должна быть от них тща-
тельно освобождена.
Производительность насосов составляет в большинстве случаев
10 или 20 м'л1час пасты и может регулироваться в известных пре-
делах числом ходов насоса. Рабочая жидкость (веретенное масло
или эмульсия) для гидравлического привода насосов подается под
давлением около 60 ат (при помощи многоступенчатых центро-
бежных насосов) и, приводя в движение настовый насос, дроссе-
лируется до давления около 0,8—1,0 ати. Отработанная жидкость
вновь поступает к приводным насосам.
Основные технические данные по пастовому насосу на 700 ат
производительностью 10 м3)час следующие:
Диаметр и ход плунжера, мм...................  170	и 600
Число двойных ходов в минуту...................... 6
Расход рабочей жидкости, ,и3/ч«с................ 160
Габаритные размеры, мм:
длина ........................................ 9440
ширина ............................... 2540
высота........................,	. . .	3630
Общий вес, т................................... 30,5
302
Схема настового насоса и его управления представлены на
фиг. 104.
Рабочая жидкость под давлением 55- 60 ат через золотнико-
вую коробку 1 попадает в правую часть гидравлического ци-
линдра 2. Из левой части цилиндра 2 жидкость через боковой ка-
нал попадает в верхний центральный канал 4 и пз него через бу-
фер 3, находящийся под давлением 1,5 ат воздуха или азота, на-
правляется на прием центробежного насоса.
Шток поршня с обеих сторон опирается на крейцкопфы 5, так
что поршневая группа представляет собой жесткую систему, и
поршень находится как бы в подвешенном состоянии, что обеспе-
чивает цилиндр от одностороннего износа.
Золотник имеет два приводных поршня 6 и два золотниковых
диска 7, предназначенные для распределения рабочей жидкости
гидропривода. Рабочая жидкость подводится в цилиндр золотника
от реверсивного устройства 8, корпус которого укреплен на прили-
вах цилиндра гидропривода. Привод реверсивного устройства при
помошп фланца и рычага 9 соединен с одним пз крейцкопфов 5 и
синхронно (единообразно) с ходом поршня цилиндра гидропривода
переводит золотник реверсивного устройства из одного крайнего
положения в другое.
Плунжеры пастовых цилиндров пустотелые и охлаждаются
водой. Шаровые клапаны 10 размещены в головках пастовых ци-
линдров 11. Металлическое сальниковое уплотнение собрано в спе-
циальном корпусе, а для облегчения работы в сальники подается
промывное масло; подача масла переключается золотником гидра-
вличсского цилиндра.
Для поддержания постоянной температуры перекачиваемой
пасты настовые цилиндры вместе с головками снабжены паровыми
рубашками.
Угольный блог-; (агрегат высокого давления) обслуживается
пятью настовыми насосами производительностью по 10 .и3 пасты
в час. Два пз них работают па жидкой пасте, два на густой и один
является резервным. Часто настовые .насосы работают на общие
коллекторы высокого давления, выполненные, как и коллекторы
низкого давления, по кольцевой системе. В общем с пастовыми
насосами в машинном зале располагаются также насосы для подачи
промывного и транспортного масел, а также водяные насосы высо-
кого давления для подачи воды в блок. Транспортным маслом
является затирочное, которое при помощи насосов подается в насто-
вые линии высокого давления в местах поворотов и т. п. и выпол-
няет одновременно задачу смазки для облегчения движения пасты
и защиты коммуникаций от истирающего действия твердых частиц
пасты.
Промывным маслом служит тяжелое масло гидрогенизации,
свободное от твердых частиц. Насосами промывного масла оно
подается к сальникам пастовых насосов для предохранения их от
порчи твердыми составляющими пасты, а также к коммуникациям
контрольно-измерительных приборов, предохраняя их от забивки.
303
Ю
Фиг. 1(;4. Схема настового насоса
и (то управления.
1 — золотниковая коробка; 2 — рабо-
чий цилиндр; з — воздушный буфер;
4—верхний центральный канал; 5 —
крейцкопфы; 6 — приводные поршни
золотника; 7 — золотниковые диски;
8 — реверсивное устройство; 9 — рычаг
реверсивного устройства: 10—шаро-
вые клапаны; 11 — головка ластово-
го цилиндра; 12 — узел подачи про-
мывочного масла.

Все эти насосы чаще всего выполняются по типу пастовых на-
сосов, но на меньшую производительность —4 и 6 м3[час.
В случае гидрогенизации жидких продуктов место пастовых
насосов занимают сырьевые насосы высокого давления, конструк-
тивно представляющие собой двух- и трехплунжерные насосы с
паровым или электроприводом. Для подачи жидкого сырья могут
быть использованы и угольные пастовые насосы, которые, однако,
стоят дороже.
При работе на жидком сырье одновременно с сырьевыми насо-
сами требуются шламовые насосы, при помощи которых осущест-
вляется циркуляция шлама,
и контактные насосы для по-
дачи катализаторной пасты.
Шламовые насосы холодной
циркуляции и контактные на-
сосы представляют собой
плунжерные насосы, выпол-
ненные так же, как сырьевые
или пастовые. Что касается
насосов горячей циркуляции
шлама, то они обычно дела-
ются с выносной клапанной
коробкой, которая соединяет-
ся с рабочей частью насоса
посредством промежуточных
линий.
Чтобы гарантировать на-
сос от попадания горячего
шлама, объем трубопровода
между насосом и коробкой
должен в 5—6 раз превосхо-
дить объем шлама, подавае-
мого насосом за один ход.
§ 126.	Жидкая фаза
гидрогенизации. Блок
высокого давления
Процесс жидкофазной гид-
рогенизации осуществляется
в блоках высокого давления.
Такой блок состоит из труб-
чатой нагревательной печи,
реакционных колонн, горя-
чего и продуктового сепара-
торов, теплообменников и про-
дуктового и шламового холо-
дильников. Размеры и коли-
чество аппаратов, входящих
Фпг. 105. Общий вид блоков высокого
давления.
20 Зак. № 2242.
305
в состав блока, могут изменяться. Число реакционных колонн
.обычно равняется четырем, теплообменников — три или четыре.
Последующее описание дается для наиболее распространенного
случая блока, состоящего из четырех колонн высотой 18 м и вну-
тренним диаметром корпуса 1 м, и трех теплообменников высотой
также по 18 м и внутренним диаметром по межтрубному простран-
ству 0,8 м.
Основная аппаратура — реакционные колонны, теплообмен-
ники, горячий сепаратор — помещается в железобетонном прямо-
угольном сооружении — блоке, от которого агрегат получил свое
название. Внешний вид блоков показан на фиг. 105.
С одной стороны блока имеется монтажный проем, через кото-
рый производится установка аппаратуры. Во время работы монтаж-
ный проем прочно закрывается железобетонными плитами и вход
в блок строго запрещен. В ряде случаев в блок помещают также
настовый холодильник.
Вне блока помещаются нагревательная печь вместе с обслужи-
вающими ее циркуляционными горячими газодувками, продукто-
вый холодильник и продуктовый сепаратор, а также щит обслужи-
вания, на который вынесены контрольно-измерительные приборы и
органы управления.
§ 127.	Технологическая схема и аппаратура блока высокого
давления
В зависимости от характера исходного сырья и условий про-
цесса технологические схемы и режим работы блоков могут быть
различны. Последующее описание дается, главным образом, при-
менительно к переработке каменноугольной пасты при давлении
700 ат. Предполагается, что гидрогенизация ведется с замкнутым
балансом по тяжелому маслу, о чем более подробно будет указано
впоследствии, и что приготовляются густая и жидкая пасты. Схема
угольного блока высокого давления представлена на фиг. 106.
Теплообменники. Жидкая паста с суммарным содер-
жанием твердых 40—42% сначала проходит последовательно два
теплообменника 1, где подогревается от исходных 90—100° до
390—420°. Перед входом в теплообменники жидкая паста смеши-
вается с циркуляционным газом, предварительно подогретым в
третьем теплообменнике и в змеевиках горячего сепаратора.
Как пастогазовая смесь, так и циркуляционный газ проходят
по межтрубному пространству соответствующих теплообменников,
которые представляют собой кожухотрубчатые аппараты с внутрен-
ним диаметром корпуса 0,6—0,8 м и высотой 18 м, заполненные
трубками диаметром 14/23 мм. Поверхность теплообменника со-
ставляет 140—190 м?. Толщина стенок теплообменника 12'5 мм
для 700 ат и 65 мм для 300 ат, а вес собранного аппарата соста-
вляет соответственно ~70 и ~40 т.
Для предотвращения отложений на стенках труб сернистого
железа, что приводит к ухудшению теплопередачи, трубчатка
306
после сборки подвергается процессу диффузионного оцинкования.
Образующаяся при этом тонкая пленка цинка защищает трубки от
коррозии.
На фиг. 107 показан разрез теплообменника. Для предохране-
ния корпуса и крышек от перегрева теплообменник футеруется
изнутри асбестовым цементом или легковесным шамотом.
Вода
20*
307
Трубчатка теплообменника жестко прикрепляется к нижней
головке, а устройство в верхней головке компенсирующего саль-
Фиг. 107. Разрез
теплообменника
высокого давле-
НИЯ.
1 — корпус; 2 — изо-
ляция; 3 — трубчат-
ка; 4 — верхняя
крышка; 5 — нижняя
крышка; в — сальни-
ковое уплотнение.
ника для подводящей трубы обеспечивает воз-
можность температурных деформаций.
Густая паста с суммарным содержанием
твердых в 50—52% поступает в блок при 90—
100°, предварительно смешиваясь с циркуля-
ционным газом, подогретым в трубчатой пе-
чи 2 (см. фиг. 106). Затем смесь проходит по тру-
бам печи и подогревается до 370—400° в па-
стовой секции печи. После этого густая паста
смешивается с жидкой и, проходя смешанную
секцию печи, нагревается до 430—450°. Отсюда
смесь суммарной пасты и циркуляционного газа
направляется в реакционные колонны 3.
II е ч ь. Трубчатые печи высокого давления
представляют собой чисто конвекционные печи
с большой кратностью циркуляции топочных
газов и нагревательными элементами, выполнен-
ными в виде ребристых труб.
Наиболее употребительными размерами труб
являются для давления 700 ат — 90/171, 100/171
и 110/191 мм, а для 325 ат —120/171 мм. Две
такие трубы длиной по 12—15 м каждая соеди-
няются при помощи приварного «калача» и по-
лученный нагревательный элемент, имеющий
форму шпильки, вертикально устанавливается
в дымоход печи. Ребра привариваются на трубу
перпендикулярно к ее оси, так что получается
устройство, подобное общеизвестным радиаторам
парового отопления. Расстояние между ребрами
составляет 7—8 мм, толщина ребер ~ 3 мм,
а размер их выбирается таким, чтобы отноше-
ние внутренней и внешней поверхностей на-
гревательного элемента составляло примерно
1 : 20.
Общий вид такой нагревательной секции дан
на фиг. 108. Секции соединяются между собой
при помощи присоединяемых на фланцах верх-
них калачей и свободно подвешиваются в печи,
так что могут подвергаться тепловым дефор-
мациям без нарушения плотности соединений.
Горячие дымовые газы проходят в направлении, перпендикуляр-
ном к трубам, горизонтальным потоком, распределенным по всей вы-
соте печи. По выходе из печи охлажденные продукты горения по-
ступают на циркуляционные газодувки, которые возвращают основ-
ное количество газа в печь и выбрасывают избыток в атмосферу.
Печь обогревается газовыми горелками. Получающиеся про-
дукты горения в специальной камере смешения смешиваются с
308
циркуляционным дымовым газом, и смесь направляется в нагре-
вательные секции печи. Иногда часть циркуляционного газа по-
дается непосредственно к горелкам для снижения температур в
топке.
Циркуляция газа в печи блока высокого давления, с одной сто-
роны, позволяет повысить коэффициент теплопередачи за счет
Фиг. 1С8. Общий вид нагревательной с< кипи печи
высокого давления.
значительного увеличения скоростей газового потока и, с другой
стороны, дает возможность снизить температуру в печи и устранить
возможность перегрева труб и связанных с этим аварий и непола-
док.
Трубчатые печи каменноугольных блоков жидкой фазы имеют
значительные размеры и могут вместить до 40 нагревательных
секций внешней поверхностью примерно по 200 м2 каждая.
309
Все соединения труб и секций вынесены в верхнюю часть печи.
Во избежание перегрева труб температура циркулирующих
продуктов горения поддерживается обычно не выше 560°. Лишь в
виде исключения иногда работают при температурах до 580° при
700 ат и 600° при 325 ат, обеспечивая особенно тщательные на-
блюдение и контроль, причем температура поверхности трубы не
должна превышать 520°.
Последняя секция печи, работающая в наиболее жестких усло-
виях, включается прямотоком по отношению к продуктам горения,
что обеспечивает наименьший перегрев стенок трубы; остальные
секции включаются противотоком.
Скорость пастогазовой смеси в смешанной секции печи соста-
вляет около 5 м/сек.
Реакционные колонны. Пастогазовая смесь про-
ходит последовательно в направлении снизу вверх четыре реакцион-
ные колонны 3 (см. фиг. 106), в которых осуществляется при темпе-
ратуре 470—-485° процесс деструктивной гидрогенизации. До
такой температуры смесь нагревается уже в первой колонне за
счет тепла, выделяющегося при реакции. Во избежание дальней-
шего повышения температуры в реакционные колонны подается
холодный циркуляционный газ, при помощи которого «снимается»
тепло реакции. Необходимо весьма тщательно и систематически
следить за распределением температур и своевременно его выпра-
влять путем регулирования подачи холодного газа. Если не усле-
дить за появлением местных перегревов, то температурный режим
легко выходит из-под контроля, его уже не удается выправить и
происходит расстройство всей работы, сопровождающееся необхо-
димостью полной остановки блока.
Устройство реакционной колонны жидкой фазы показано схе-
матически на фиг. 109.
Колонна имеет размеры: высота 18 м, внутренний диаметр
1,0 м, толщина стенок 10—И см для давления 300 ат и 20 см для
давления 700 ат в колонне. На нее навинчиваются фланцы, к ко-
торым на йшильках прикрепляют верхнюю и нижнюю крышки.
Уплотнение достигается при помощи линзовых прокладок или
так называемых «обтюраторов». В других конструкциях уплотне-
ние достигается при помощи прокладок из мягкого металла между
конусным выступом крышки и выточкой в корпусе колонны. Для
предохранения металла корпуса и крышек колонны от перегрева
колонны футеруются изнутри диатомитом, асбестовым цементом
или легковесным шамотом. Толщина слоя изоляции составляет
65—70 мм. Для предохранения изоляции от истирания она защи-
щается стальным стаканом, который изготовляется из стойкой
в отношении истирания стали толщиной до 12—14 мм. Крышки
также защищаются изоляцией, а специальные сальниковые устрой-
ства предохраняют места уплотнения от непосредственного воздей-
ствия и проникновения к ним пасты и твердых частиц.
Реакционный объем такой колонны с учетом изоляции, защит-
ного стакана, гильз для термопар и т. п. составляет 9,0—9,4 м3.
310
Вес собранной 700-атмосферной колонны составляет 150—
165 т в зависимости от конструкции. Общая высота, включая
крышки и входной и выходной штуцеры, ~20,5 м.
Подача холодного водорода производится или через крышку ко-
лонны, или через шту-
церы, расположенные в
корпусе. Обычно имеется
4—6 точек подвода хо-
лодного газа, располо-
женных на различных
уровнях. В случае под-
вода холодного газа че-
рез верхнюю крышку
трубопроводы внутри
колонны пропускают в
слое изоляции между
корпусом и защитным
стаканом. Через про-
рези внутреннего за-
щитного стакана газ
входит затем на не-
скольких уровнях в ра-
бочее пространство ко-
лонны.
Через верхнюю крыш-
ку колонны пропущены,
кроме того, гильзы для
размещения термопар,
при помощи которых
существляется конт-
оль за температурным
режимом.
На крышках и флан-
цах колонны имеются
цапфы, за которые ее
поднимают и опускают
при монтаже, ремонтах
и т. п.
Так как процесс про-
текает наиболее эффек-
тивно вначале и от ко-
лонны к колонне идет
все медленнее, то ко-
личество выделяюще-
гося тепла уменьшается
от колонны к колонне,
в соответствии с чем
уменьшается и подача
холодного газа.
Фиг. 109. Реакционная колонна жидкой фазы.
I — корпус; 2 — верхняя крышка; 3—нижняя крыш-
ка; 4 — подача холодного газа; 5 — выход продук-
та; 6 — подача продукта; 7 — изоляция; 8 — гиль-
зы для термопар.
311
Фиг. 110. Горячий сепа-
ратор.
1 — корпус; 2 — верхний
фланец; 3 — верхняя крыш-
ка; 4 — нижний фланец;
5 —нижняя крышка; 6 —
цапфы монтажные; 7 —вход
продукта; 8 — выход паро-
газовой смеси; 9 — изоля-
ция; 10 — выход шлама;
11 — подача холодного газа.
Горячий сепаратор. Смесь
продуктов реакции и циркуляционного
газа поступает после реакционных колонн
в горячий сепаратор 4 (см. фиг. 106), в ко-
тором производится разделение жидкой
части, содержащей все оставшиеся твердые
частицы и парогазовой смеси.
Парогазовая смесь отводится сверху
горячего сепаратора и последовательно
проходит по трубкам сначала пастовых,
а затем водородного теплообменников в
направлении сверху вниз. Шлам из ниж-
ней части горячего сепаратора поступает
в шламовые холодильники.
Устройство горячего сепаратора пока-
зано на фиг. 110. Он имеет высоту 12—
15 м, диаметр корпуса 1—1,2 м, толщину
стенок 10—12 или 20 см (в зависимости от
давления), изоляцию из диатомита, асбесто-
вого цемента или легковесного шамота и
внутреннюю защитную гильзу. Уплотнение
крышек достигается, как и на реакцион-
ных колоннах, при помощи обтюраторов
или прокладок из мягкого металла.
Вес собранного горячего сепаратора (на
700 ат) 150—-170 т, а общий свободный
его объем в зависимости от высоты корпуса
составляет от 4,5 до 6,0 м3.
По всей высоте корпус футерован, а
чтобы избежать образования мертвых углов
и обеспечить отсутствие коксообразования,
верх и низ аппарата футерованы на ко-
нус. Реакционная смесь вводится в сред-
нюю часть аппарата по фасонной трубе,
проложенной в слое изоляции между кор-
пусом и защитной гильзой. В нижней ча-
сти диаметр свободной части сепаратора
конусно суживается в направлении сверху
вниз для того, чтобы увеличить скорость
шлама, улучшить перемешивание и облег-
чить вывод шлама из сепаратора. Для пред-
отвращения возможности закоксовывания
температура в горячем сепараторе поддер-
живается на 15—25° ниже, чем в реакцион-
ных колоннах. Это достигается частью за
счет усиленной подачи холодного газа в
последнюю колонну и частью устройством
в горячем сепараторе теплообменных змее-
виков, а также вводом холодного газа не-
312
посредственно в нижнюю часть сепаратора. Подогретый в теплооб-
менных змеевиках горячего сепаратора холодный газ направляется
затем к теплообменникам, где смешивается с газом, подогретым,
в газовом теплообменнике, и затем с жидкой пастой.
Для нормальной работы блока важно поддерживать постоянный
уровень продукта в горячем сепараторе, для чего установлены
специальные приборы.
Холодильники и продуктовый сепаратор.
Парогазовая смесь после теплообменников 2 (см. фиг. 106), в кото-
рых она охлаждается примерно до 160° и частично конденсируется,
поступает затем в продуктовый холодильник высокого давления 5,
где охлаждается до 40—50°. Этот холодильник типа «труба в
трубе» состоит из нескольких параллельно включенных секций,
каждая из которых составлена из 8—9 элементов, составляю-
щих змеевик. Парогазовая смесь проходит холодильник по внут-
ренним трубам снизу вверх, вода — по наружным трубам сверху
вниз.
После продуктового холодильника сконденсировавшиеся про-
дукты реакции и циркуляционный газ поступают в продуктовый
сепаратор 6, где производится разделение жидкости — гидрюра
и газа. Гидрюр поступает далее на ступенчатый сброс давления,
а газ — в систему циркуляции газа, которая описывается в одном
из последующих разделов.
Продуктовый сепаратор представляет собой емкость высокого
давления — диаметр корпуса 1,0 .« и длина 6—8 м. Он распола-
гается в положении, близком к горизонтальному, под углом 4—8°
к горизонту, что обеспечивает наилучшие условия разделения газа
и жидкости.
Для поддержания в сепараторе необходимой температуры жид-
кости нижняя его половина снабжается подогревательным устрой-
ством и изолируется'.
Шлам из горячего сепаратора направляется или прямо в холо-
дильники 7, или в теплообменник, где он подогревает часть цирку-
ляционного газа, и затем уже в холодильники. На схеме показан
холодильник типа «труба в трубе». Он разделен на две секции:
в первой секции шлам охлаждается конденсатом или мятым паром,
причем получается пар давлением 2,5—3,5 ат. Вторая секция
представляет собой обычный водяной холодильник. Охлажденный
шлам дросселируется (сброс давления) при помощи специальных
«патронных вентилей» и поступает в шламовые емкости, а затем
в цех фугования шлама.
Вследствие большого эрозирующего действия шлама дроссель-
ная диафрагма и запирающий ее конический клапан изготовляются
из сверхтвердого материала — карбида вольфрама.
Патронный вентиль работает около 500 часов, тогда как обычные
вентили выходят из строя уже через несколько часов.
По выходе из дроссельной диафрагмы шлам попадает в расши-
рительную камеру вентиля, в противоположной стороне которой:
находится выходное отверстие, расположенное эксцентрично.
313
Дросселирование ведется в две ступени: сначала с 700 до 200—
250 ат, а затем уже окончательно, для чего последовательно ста-
вят два патронных вентиля.
Общая длина вентиля на 700 ат составляет ~ 1800 мм, общий
вес около 500 кг; вентиль на 300 ат имеет длину около 900 мм и
в несколько раз легче.
При дросселировании шлама из него выделяется шламовый
таз, который присоединяется к бедным газам гидрогенизации,
о которых речь будет ниже, или используется как отопительный.
Некоторые угли содержат примеси песка, который не удается
удалить ни в процессе обогащения угля, ни в процессе приготовле-
ния пасты. Попадая в аппаратуру высокого давления, этот песок
приводит к неполадкам в работе, к постепенной забивке реакцион-
ных колонн и необходимости преждевременных остановок и ремон-
тов. Для борьбы с песком осуществляют так называемое обеспе-
сочивание, сущность которого состоит в том, что из нижней части
первой реакционной колонны производится отвод небольшого коли-
чества продукта вместе с песком. Этот продукт обычно сбрасы-
вается в шламовую линию высокого давления (после горячего сепа-
ратора) п дросселируется вместе со шламом.
При переработке бурых углей кроме продуктового сепаратора
устанавливают еще промежуточный сепаратор и осуществляют
фракционированную-конденсацию, что обусловливается вяжущими
свойствами золы, частично увлекаемой газопаровым потоком, вы-
ходящим из горячего сепаратора.
Во избежание цементации трубок холодильника в промежуточ-
ном сепараторе осуществляют отделение летучей золы и конденса-
цию части масел без конденсации воды.
Кроме того, из первой колонны блока во избежание образования
«икры» периодически выпускают часть продукта (0,2—1,0% от
пасты), переработка которого ведется вместе со шламом.
§ 128.	Подача в блок промывных воды, масла и газа.
Аварийные линии
В процессе гидрогенизации происходит разрушение азотистых
п кислородных соединений с образованием аммиака, углекислоты,
окиси углерода. Наличие последних в циркуляционном газе может
в условиях процесса привести к образованию в теплообменниках
и продуктовом холодильнике отложения солей, главным образом
карбоната аммония. Во избежание образования в системе местных
пробок и забивок в теплообменники на входе горячей парогазовой
смеси подается специальными насосами высокого давления про-
мывная вода. Предусматривается также подача промывной воды
в продуктовую линию между теплообменниками и продуктовыми
холодильниками.
Горячий сепаратор, колонны, пастовые теплообменники и
продуктовый сепаратор снабжены аварийными спускными линиями
на случай необходимости быстрых аварийных остановок, выпуска
314
продукта и сброса давления. На аварийных линиях установлены
специальные моторные задвижки, управляемые на расстоянии.
Выпуск продукта и дросселирование ведутся в аварийную башню,
которая располагается на безопасном расстоянии от нехов высо-
кого давления.
Для возможности промывки и продувки как всего блока, так
и отдельных участков коммуникаций блока в ряде пунктов послед-
него имеются подводы промывного масла, холодного циркуляцион-
ного газа и азота. Подвод промывного масла имеют все аварий-
ные линии, а также коммуникации дросселирования шлама. Рас-
положение задвижек дает возможность промывки коммуникаций
как в сторону аварийной башни или низкого давления, так и в сто-
рону аппаратуры блока, а также позволяет производить переклю-
чение с промывного масла на циркуляционный газ или на азот.
§ 129.	Контроль работы блока
Для обеспечения нормальной работы блока в нем установлены
контрольно-измерительные приборы для измерения и регистра-
ции расходов, давлений, уровней и температур в различных точ-
ках системы. Одним из основных параметров, по которым можно
судить о правильности работы, является изменение плотности цир-
куляционного газа. Поэтому на входе и выходе из блока устано-
влены измерители плотности газа. Они работают при нормальном
давлении по принципу поплавковых газовых весов. Через измери-
тель плотности непрерывно пропускается струя газа, и изменения
его пли 1 нос 1 и вызывают нсрвмскцоиия полого шарика — поплавка,
находящегося в аппарате.
Замеры расхода пасты производятся на стороне низкого давле-
ния, а непосредственно на блоке замеряются лишь расходы воды
и газа. Точки замера расхода газа нанесены на схеме фиг. 106.
Как видно из схемы, замер расходов холодного газа ведется лишь
на колонну в целом. Последующее распределение по точкам колонны
ведется по температурам в колонне путем большего или меньшего
открытия задвижки. Точно так же регулируется подача и в дру-
гие точки, где нет замера расхода. Замер расходов ведется при
помощи диафрагм.
В ряде точек производится замер давления. Эти точки также
показаны на схеме фиг. 106. У точек 1* и 12*, показывающих дав-
ление в системе циркуляционного газа до и после блока, установлен
также дифференциальный манометр, показывающий перепад давле-
ния в блоке или сопротивление блока. Все манометрические линии
выведены на центральный пункт, где, кроме манометров для за-
мера давления, имеется возможность замера разностей или пере-
падов давлений между отдельными точками. Это дает возможность
в случае ненормального роста сопротивления системы установить,
где именно произошла забивка, и принять необходимые меры.
Замер уровней на сепараторах. На продукто-
вом сепараторе замер ведется при помощи смотровых стекол и
315
поплавковых измерителей, поплавок которых дает импульс маг-
нитной катушке. На горячем сепараторе в силу условий его работы,
наличия большого количества твердых частиц в шламе и конструк-
ции сепаратора этот метод неприменим. Здесь используются измери-
тели барботажного типа, принцип действия которых основан на
том, что одна струя газа пускается в паровое пространство сепа-
ратора, а другая — в нижнюю часть под слой жидкости. Измеряя
разность давлений на обеих линиях, судят о высоте столба жид-
кости. Для обеспечения правильности показаний оба потока должны
быть одинаковы и строго постоянны, о чем судят при помощи рас-
ходомеров.
Важнейшим из замеров является замер температур, для чего
блок оборудован большим количеством термопар. Температуры
замеряются на различных уровнях в колоннах и горячем сепара-
торе, в системе теплообмена и т. д. Измеряются также температуры
поверхности реакционных колонн и сепаратора. Важнейшие точки
замера включены на самозаписывающие приборы, а кроме того,
все точки включены на специальные переключатели, которые позво-
ляют по желанию проверить температуру любой точки. По изме-
нению температур во времени легко установить нормальность
протекания процесса, выявить и предупредить неполадки. Нор-
мально температуры должны поддерживаться постоянными, т. е.
на одном уровне. Наличие скачков свидетельствует о ненормальной
работе блока (фиг. 111).
Показания контрольно-измерительных приборов вынесены на
щит управления, где сосредоточено управление процессом. Здесь
находятся кольцевые весы, при помощи которых производится
замер расходов (кольцевые весы получают исходный импульс
©т установленных в точках замера диафрагм), регистраторы плот-
ности циркуляционного газа, манометры и аппаратура для записи
и наблюдения за температурами. На щит управления выведены
также штурвалы задвижек, при помощи которых регулируют
подачу и распределение холодного газа, воды, промывного масла,
азота.
Здесь же находятся штурвалы пастовых задвижек и управле-
ние аварийными линиями.
Общий вид щита управления, который располагается в спе-
циальном помещении, показан на фиг. 112, а фиг. ИЗ дает пред-
ставление о наружной стороне щита, где находятся задвижки и
коммуникации высокого давления.
§ 130.	Режим работы блока жидкой фазы гидрогенизации угля
В табл. 50 приведены основные показатели режима работы
блока гидрогенизации. В первом столбце приведены показатели
по средним данным завода, работавшего на длиннопламенных
каменных углях. Во втором столбце даны некоторые показатели
завода, работавшего на бурых углях.
316
Фиг. 111. Кривые температур в реакционной колонне.
Л — правильный ход процесса; Б — неправильный ход процесса.
Фиг. 112. Общий вид щита управления блока высокого давления.
Фиг. 113. Наружные* коммуникации щита управления.
318
Показатели режима блока гидрогенизации угля
Таблица
Показатели	Блок 700 ат	Блок 225 ат
Общее давление, ат ........	/00—680	225—230
Парциальное давление водорода, ат . .	630 — 650	170—17.»
Количество в м3/час и концентрация		
пасты		37 м3, 45% твердых	32 л/3, 43—45%
В том числе: густой		40,6%, 53% »	твердых
ЖИДКОЙ .	. . . .	54,0%, 43% »	—
затирочного масла . .	5,4% - 6% »	—
Температура, °C:	430-450	
выход из печи 			—
I колонна 		475—480	—
II колонна 		I	
III колонна 		480—488	—
IV колонна	  .	1	
горячий сепаратор ...	. .	445—460	—
теплообменники: горячая сторона1	440—355—255—160	—
холодная сторона 1		50—170 п	
шлама после холодильников	170—250—400 220-230	—
Циркуляционный газ; всего тыс. м3/ час	60—70	45—50
В том числе в % по объему:		
в печь к густой пасте		3—5	—
в горячий сепаратор		5—6	—
в теплообменник 		42—48	—
холодного газа всего 		40—48	40—45»
Сопротивление блока, ат		30—40	—
Перепад давления циркуляционных	50—60	
насосов, ат			—
Сопротивления, ат: теплообмен, пастогазовая сто-		
рона		9—12	—
печь по ходу густой пасты . . .	10—15	—
колонны и горячий сепаратор . .	3—5	—
теплообмен, парогазовая сторона	5—9	—
холодильник 		3—5	—
Количество шлама, м3!час		13—15	—
Процент твердых в шламе		19—25	
"Удельные производительности в т/м3час по:		
органической массе угля (ОМУ)	0,41	0,55
пасте 		1,0	1,39
фракции до 325°		0,24	0,24
гидрюру		0,50	0,71
шламу 		0,4 с 25% твердых	0,4 с 36% твердых
Соотношения (по весу):		
безводный гидрюр/шлам ....	55/45	64/36
циркуляционный газ/холодный		
газ . . • 		56/44—47/53	55/45
Соотношения (по объему):		
наста/суммарный циркуляцион-	— 1/2000	— 1/1450
ный газ			
паста/циркуляционный газ . . .	— 1/1000	— 1/800
Данные но другой установке.
§ 131.	Смоляные блоки
Устройство смоляных блоков жидкой фазы примерно такое же,
как и угольных. Количество реакционных колонн в блоке при
гидрогенизации смол обычно бывает четыре; при гидрогенизации
нефтепродуктов ставится иногда три колонны. При выборе числа
колонн в блоке важное значение имеет величина теплового эффекта
реакции.
В отличие от блоков угольной фазы, где катализаторы при-
мешиваются к углю и вместе с ним проходят измельчение и замес'
пасты, при гидрогенизации смол катализатор добавляется к сырью
перед его подачей в блок в виде катализаторной пасты, затертой
на тяжелом масле. В угольных блоках катализатор проходит
через систему высокого давления только один раз и далее выбра-
сывается вместе со шламом.
В смоляных блоках катализатор проходит систему многократно,
что осуществляется наличием горячей и холодной циркуляции
шлама. Цикл горячей циркуляции состоит из горячего сепаратора,
насоса горячей циркуляции и средней секции печи, после чего
шлам возвращается в колонны. Насос горячей циркуляции обычно
имеет выносную клапанную коробку, соединенную с приводной
рабочей частью передаточными линиями. Количество шлама горя-
чей циркуляции составляет 6—-12 м3)час на блок. Шлам на холод-
ную циркуляцию берется после дросселирования в количестве
3—4 м3/час и подается через систему теплообмена.
Наличие циркуляции шлама:
1)	повышает скорости в горячем сепараторе, что затрудняет
возможность его закоксовывания;
2)	увеличивает концентрацию катализатора в реакционной
смеси и за счет циркуляции позволяет снизить расход свежего
катализатора;
3)	разбавляя загружаемое сырье, смягчает в первой колонне
реакцию, распределяя ее более равномерно по блоку.
Как и на угольных блоках, процесс гидрогенизации смол и дру-
гого жидкого сырья ведется с возвратом в процесс непрореагиро-
вавшей части загрузки масла. Разница заключается в том, что
при гидрогенизации угля возвратом является затирочное масло,
используемое для замеса пасты, тогда как при гидрогенизации
жидких продуктов тяжелое масло в основной части подается
обратно в блок непосредственно в виде масла и лишь некоторая
часть его идет на приготовление катализаторной пасты или цирку-
лирует с шламом.
§ 132.	Ступенчатое дросселирование гидрюра
Схема дросселирования гидрюра дана на фиг. 114.
Выходящий из продуктового сепаратора 1 блока высокого
давления гидрюр направляется на центральную станцию сброса
давления. Сброс давления проводится обычно в две ступени. Сна-
320
чала давление снижается до 25—60 ат, и гидрюр под этим давле-
нием поступает в емкость дросселирования I ступени 2. При умень-
шении давления происходит частичное выделение растворенных
в гидрюре газов, причем сначала выделяются преимущественно
азот, водород и метан.
Таким образом на I ступени дросселирования получается газ,
относительно бедный углеводородами. Этот газ называется бед-
ным газом.
Затем давление снижается до 1—2 ата с таким расчетом, чтобы
остаточного давления было достаточно для дальнейшей транспор-
тировки гидрюра и газа. Гидрюр поступает в емкость дросселиро-
вания II ступени 3, где от него отделяется газ, относительно бога-
тый углеводородными компонентами — богатый газ.
Фиг. 114. Схема дросселирования гидрюра.
Из емкости дросселирования II ступени 3 гидрюр поступает
в сепараторы 5, где он отстаивается от фенольной воды. Гидрюр
из сепараторов откачивается затем насосом 6 через счетчик 7 на
склад промежуточных продуктов и на дестилляцшо жидкой
фазы, а фенольная вода поступает на переработку (через счет-
чик 7).
В сепараторах, складских емкостях и, наконец, при дестилля-
ции гидрюра получаются дополнительные количества газа, кото-
рые объединяются с богатым газом сброса давления.
Емкость дросселирования I ступени представляет собой сосуд
высокого давления, аналогичный продуктовому сепаратору. Газ
из него выводится через дроссель, после которого установлена диа-
фрагма 8 для замера количества газа. Емкость снабжена устрой-
ствами для контроля за положением уровня жидкости. Емкость
дросселирования II ступени рассчитана на давление 25—60 ат
и снабжена автоматическими регуляторами уровня жидкости и
давления. Газ отводится для промывки водой в промывателе 4
через регулятор давления 9 и количество газа замеряется диафраг-
мой 8. Емкость снабжена предохранительным клапаном и предо-
хранительными заглушками.
21 Зак. № 2242.
321
В ходе работы происходит постепенная забивка емкостей твер-
дыми осадками и эрозия вентилей. Необходимо тщательно следить-
за состоянием оборудования и своевременно производить необхо-
димые ремонтные работы и чистку.
§ 133.	Шлам и его переработка
Дросселирование шлама. Получающийся в про-
цессе гидрогенизации угля шлам состоит из тяжелого масла, в
котором находятся твердые составляющие: зола исходного угля,
твердые частицы исходного затирочного масла, катализатор и
непрореагировавший уголь. В шламе содержится обычно от Ш
до 22% твердых, его удельный вес 1,08—1,10, температура засты-
вания 30—35° (в дальнейшем изложении твердые составляющие
именуются для упрощения «твердыми»).
Из суммарных твердых шлама 40—50% приходится на долю
зольных составляющих, остальное — органическое вещество угля.
Дросселирование пасты представляет значительные трудности из-за
быстрого износа вентилей. Твердые частицы шлама при дроссели-
ровании за несколько часов могут протереть сталь дроссель-задви-
жек в том месте, где непосредственно идет сброс давления, и необ-
ходимо использование особо прочных материалов для того, чтобы
задвижки могли работать более или менее продолжительный срок.
В качестве такого материала используется карбид вольфрама,
из которого делаются седло и запорная игла клапана и который
способен работать в условиях дросселирования шлама достаточно
продолжительное время.
Обычно имеются две (или больше) параллельно включенных
группы дроссельных вентилей, что позволяет осуществлять бес-
перебойную работу. В ряде случаев прпменяют автоматическое
периодическое переключение с одной группы на другую, что позво-
ляет держать обе группы в горячем, полностью работоспособном
состоянии.
Дросселирование можно проводить также в задвижках другого
типа, где шлам проходит винтовую канавку и постепенно теряет
давление. Регулировка ведется в этом случае изменением числа
витков, иначе говоря, длины пути, проходимого пастой. Задвижки
такого типа были испытаны с весьма благоприятными результа-
тами.
Шлам проходит I ступень дросселирования с 700 до 2С0 ат
непосредственно у блоков и II ступень — с 200 до нормального
давления в цехе фугования. На случай неполадок в работе I сту-
пени дросселирования все шламовые коммуникации рассчитаны
на возможность работы при полном давлении, а узел дросселиро-
вания II ступени на возможность непосредственного сброса давле-
ния с 700 ат. Дросселирование шлама ведется в закрытые емкости
с конусным дном, откуда шлам самотеком поступает в промежу-
точные, снабженные мешалками, резервуары и затем через поршне-
вые счетчики на дальнейшую переработку. Шламовый газ, кото-
322
рого получается СО—/0 л-я с 1 т шлама, присоединяется к бедным
газам или идет в сеть отопительного газа.
Задачей псрсраоотки шлама является извлечение из него масел
для возвращения их в процесс в качестве затирочного масла,
вывод из системы вновь образующихся асфальтенов с тем, чтобы
их содержание не выходило из известных пределов, и вывод меха-
нических примесей, оставшихся без изменения в условиях процесса
гидрогенизации.
На основе опыта можно считать, что при нормальной работе со-
держание асфальтенов в масле при гидрировании каменного угля
не должно превышать 6—8% и максимально 10—11%. Высокое
содержание асфальтенов приводит к излишним потерям шлама, а
также расстройству работы шламеперерабатываюпшх печей.
Слишком низкое содержание асфальтенов указывает на излишне
глубокое проведение процесса гидрогенизации, что связано со
снижением объемной скорости и увеличением расхода водорода.
Задача переработки шлама для разных случаев решается раз-
лично.
Шламы гидрогенизации бурых или каменных углей перераба-
тываются путем фугования и последующего полукоксования
остатка, тогда как шлам, получающийся при переработке крекинг-
остатков, пеков и т. п., перерабатывается обычно путем вакуум-
дестплляцип. Так как при переработке угольного шлама часть
тяжелого масла в количестве 5,0—6,5%, считая на исходную
органическую массу, теряется, то для обеспечения замкнутого ба-
ланса по тяжелому маслу процесс гидрогенизации осуществляют
таким образом, чтобы общее количество тяжелого масла в шламе
и гидрюре на 5—7% превышало количество тяжелого масла, рас-
ходуемого на замес пасты.
§ 134.	Технологическая схема переработки шлама
Принципиальная схема переработки шлама показана на фиг. 115.
Если перерабатываемый уголь содержит так называемый «пе-
сок», то во избежание быстрого износа аппаратуры и в первую оче-
редь шламовых центрифуг необходимо этот «песок» предварительно
удалить. Отделение песка производится в резервуарах, снабжен-
ных в нижней части шнековыми устройствами для удаления
осадка.
Для наиболее эффективного отстаивания шлам разбавляют тя-
желым маслом. Получаемый в результате отстаивания осадок со-
держит 65—70% твердых и направляется на вакуум-фильтр, после
чего масло присоединяется к маслу фугования, а остаток, содержа-
щий около 75% твердых, направляется в отвал.
Освобожденный от песка разбавленный шлам стекает через
верх обеспесочивателей, проходит сита и направляется в приемные
емкости отделения фугования.
При отсутствии песка операция обеспесочивания отпадает,
и шлам из промежуточных емкостей, снабженных мешалками и
21*
323
паровым обогревом, при температуре 180—190° перекачивается
паровыми насосами в смесительные емкости 1.
Сюда же добавляется подогретое до 190° тяжелое масло от дес-
тилляции гидрюра с тем, чтобы довести содержание твердых до
14—16%, при котором последующее фугование смеси дает наилуч-
шие результаты (для бурых углей оптимальное содержание твер-
дых около 18%). Полученная смесь подается через счетчик 2 в кол-
лектор, из которого распределяется по центрифугам 3. Коллек-
тор — кольцевой и через него постоянно прокачивается избыточ-
324
ное количество смеси с тем, чтобы предотвратить возможность за-
стаивания шлама и образования пробок. Давление шлама в цирку-
ляционном кольцевом коллекторе составляет 1,0—1,5 ати.
На центрифугах смесь шлама с тяжелым маслом разделяется
на масло фугования и остаток фугования. Их примерная характе-
ристика применительно к каменным углям приведена в табл. 51.
Таблица 51
Характеристика масла и остатка фугования
Показатели	Масло фугования	Остаток	Масло без твердых	Остаток бее твердых
Плотность при 100° Содержание твердых, %	1,01—1,11 6—9	1,3—1,5 38—40	1,06—1,08	1,06—1,08
Содержание золы в твердых, %	. 	30—40	57—60	—	.—
Отгон до	% по весу		—	—	2—3	1,5—2,5
При последующем смешении масла фугования с тяжелым мас-
лом дестилляции гидрюра и тяжелым маслом от полукоксования
остатка получается затирочное масло с содержанием 4,5—6,0%
твердых, применяемое для замешивания угольной пасты.
Зольность «твердых» остатка фугования значительно выше,
чем зольность «твердых» масла. Таким образом, вместе с маслом
фугования возвращается обратно на процесс гидрогенизации и
значительное количество непрогидрированного угля. В связи с
этим между разложением свежего угля, поступающего на процесс,
и общим разложением угля существует известное различие. Так,
если разложение угля за проход составляет 92—94%, то благодаря
частичному возврату его в цикл с маслом общее разложение орга-
нической массы угля составит 96—97%.
Общий вид шламовых центрифуг и основные рабочие части
центрифуги показаны на фиг. 116 и 117. На валу центрифуги <?
(фиг. 117) насажено 220 тарелок 2, а снаружи этого устройства
помещается корзинчатое устройство 1. Вал с тарелками вращается
со скоростью 3200 об/мин, а корзинка вращается со скоростью, от-
личающейся от указанной на 13—15 об/мин.
Смесь для фугования при температуре ~ 190° и давлении
1 ати через дроссельную шайбу 4 с проходом диаметром ~ 10 мм
поступает по полому валу центрифуги и через имеющиеся в нем
прорези распределяется но тарелкам. Масло фугования, имеющее
меньший удельный вес, остается ближе к средней части центри-
фуги, поднимается вверх по имеющимся в тарелках отверстиям
и выводится из верхней части центрифуги.
Остаток фугования отбрасывается к периферии. Корзинка
центрифуги благодаря наличию разности в скоростях вращения
оттесняет остаток к средней части аппарата, где он и выводится
325
через специальную дюзу 5 диаметром 2,0—2,2	Изменением
диаметра дюзы регулируют концентрацию твердых в остатке, а
следовательно, и в масле фугования. Производительность обычной
шламовой центрифуги составляет около 3 т смеси фугования
в час, мощность мотора 10 кет Для обслуживания описанного
Фиг. 116. Общий влд шламовых центрифуг.
выше угольного блока нужно иметь 8—10 центрифуг/так как
15—20% центрифуг обычно находятся в ремонте, резерве или
промывке, то фактически в постоянной работе находится 6 —8
центрифуг на блок.
Остаток фугования через промежуточную емкость 4 (фиг. 115),
снабженную мешалкой и паровым обогревом, поступает через
счетчик 2 на полукоксование, которое производится во вращаю-
щихся барабанных печах.
326
Основной частью печи (фиг. 115) является барабан -5 диаметром
2,2 м, длиной 11,5—12,0 м и толщиной стенки 35 мм; вес его 26 т.
Мотором 125—175 кет барабан вращается со скоростью 10—
12 об/мчи. максимально до 20 об [мин. Имеется также резервное
приводное устройство с мотором мощностью 15 кет, способным
вращать барабан со скоростью 1 об/мин. Барабан расположен
под углом 2° к горизонту, опирается на ролики диаметром 700 мм
и снабжен упорным подшипником, который удерживает его в
нормальном положении. Рабочая температура стенкп составляет
около 530° и при нагреве до .угон температуры барабан удлиняется
Фиг. 11/. Рабочие части шламовых центрифуг.
примерно па 80 мм. Разделительной стенкой 6, снабженной про-
резями и отверстиями, барабан разделен на две части. Одна из них
длиной 9 м наполнена чугунными крестообразными «ударными
телами» весом по 1,7 кг (4500 шт. —суммарно около 8 т), а во
второй, имеющей длину 2,5—3,0 м, находятся стальные стержни.
При вращении барабана эти стержни и насадка обеспечивают раз-
бивку и перемешивание шлама и предотвращают его налипание на
стенки. Барабан снабжен обмуровкой, в верхней части которой
над барабаном находятся пароперегреватель на 300 кг пара в час
и подогреватель остатка 7, в котором последний нагревается от
120 до 320°.
Печь обогревается при помощи газовых горелок с использова-
нием принципа циркуляции продуктов горения. При производи-
тельности печи 3,3 m/час расход тепла составляет около
1,5 млн. кал/час. Часть горелок расположена в верхней части
печи и обслуживает подогреватель шлама и пароперегреватель.
Печь оборудована также конденсационной системой для кон-
денсации и улавливания летучих продуктов полукоксования и
327
водяных паров и устройствами для разгрузки и удаления
остатка.
Процесс протекает следующим образом: остаток фугования
из коллектора, устроенного по кольцевой системе с возвратом
избыточного количества, распределяется по печам, проходит по-
догреватель 7 и подается в барабан 5 печи на его верхнем конце.
Температура внутри последнего составляет при температуре
стенки 530° около 450°. Остаток фугования подводится в барабан
по трубке, снабженной прорезями 4—6 мм шириной и 40 мм дли-
ной, через которые он и разбрызгивается при помощи пара давле-
нием 18 ат. На протяжении 9-метрового участка печи происходит
полукоксование остатка, причем наполняющие секцию ударные
тела способствуют интенсивному перемешиванию загрузки и ее
равномерной переработке. Перед разделительной стенкой остаток
имеет уже почти сухую консистенцию и в таком виде продавли-
вается через прорези и отверстия стенки. Во второй секции остаток
вновь перемешивается и измельчается стержнями, а в конце бара-
бана имеющимися там лопатками направляется на разгрузочный
шнек и дальше через водяную ванну скребковым транспортером
подается на железнодорожные платформы для отгрузки. Сухой
остаток содержит 98% твердых и 2% масел; содержание золы в нем
60—70%, теплотворность до 4000 ккал!кг.
Из поступившего в барабан печи масла 1—2% остается в сухом
остатке, 18—19% переходят в кокс и 5—6% в газ.
Через нижний разгрузочный конец барабана вводится пере-
гретый водяной пар, который проходит к загрузочному концу и
помогает отводу получающейся при полукоксовании парогазовой
смеси. Последняя проходит через орошаемый маслом пылеотдели-
тель 8 и затем с температурой 350° идет в насадочный предвари-
тельный холодильник 9, который имеет высоту 8 м и диаметр 0,8 м,
и также орошается маслом. Для орошения используется получае-
мое при конденсации масло, которое собирается в промежуточ-
ные емкости и через холодильник змеевикового типа 10 подается
на орошение. Избыток масла присоединяется к затирочному маслу.
Содержание твердых в масле составляет ~ 0,3—1,0%.
Температура на выходе из предварительного холодильника
поддерживается равной 103—104° так, чтобы не происходило кон-
денсации водяных паров и обводнения масла. Песконденсиро-
вавшаяся парогазовая смесь проходит во второй холодильник 11.
аналогичный первому, который орошается фенольной водой. В
холодильнике парогазовая смесь охлаждается до 30—35°, причем
происходит конденсация масел и водяных паров. Конденсат сте-
кает в сепаратор, где происходит разделение воды и масла. Вода
через холодильник 12 подается на орошение, а избыток ее идет
в систему фенольных вод. Масла откачиваются на дестилляцию
гидрюра жидкой фазы.
Газ в количестве 50—60 м3 на тонну загрузки после холодиль-
ника 11 газодувкой 13 направляется в сеть отопительного газа.
При переработке остатка важно поддерживать определенную кон-
328
центрацию твердых и особенно асфальтенов в остатке фугования,
так как иначе легко возникают неполадки в работе печей. Для
борьбы с забивкой и залипанием печей иногда производят добавку
к остатку фугования контакта, состоящего из едкого и сернистого
натра или соды и серы. При этом увеличивается также и выход
масел, но вместе с тем происходит усиленный износ барабана.
Важное значение имеет также поддержание постоянного избы-
точного давления в барабане, так как при подсосах воздуха могут
произойти образование взрывчатой смеси и авария.
Ввиду относительно небольшой производительности описанной
вращающейся печи, составляющей 3,0 -3,5 т[час, было предло-
жено осуществить предварительное испарение сырья с повышением
концентрации твердых от исходных 40% до ~ 50%. За счет раз-
грузки барабана печи от непроизводительной работы по упарива-
нию масла производительность ее увеличивается до ~ 5,0 т/час.
Печи этого типа монтируются попарно в общей кладке с подо-
гревателем шлама и пароперегревателем, расположенными между
барабанами печей.
Перед поступлением шлама в систему он смешивается со сжатым
до 62 ат газом, получающимся при полукоксовании, после чего
смесь нагревается до ~ 300° в теплообменнике и затем до ~ 450°
в подогревателе.
При 450° и давлении 50—51 ат смесь через редуктор поступает
в испаритель, где за счет испарения части масла содержание твер-
дых в смеси увеличивается до 50%.
Пары масел и газ из верхней части эвапоратора уходят в тепло-
обменник, а сгущенный шлам остаточным давлением пережимается
в барабан печи, где перерабатывается при 450° с подачей перегре-
того до 500° водяного пара.
§ 135.	Схемы процесса жидкофазной гидрогенизации
Жидкофазная гидрогенизация может проводиться по различ-
ным технологпческим схемам и с различным целевым назначением.
Одной из возможных форм процесса является так называемый
процесс низкотемпературной гидрогенизации, проходящий при
температурах до 420°.
Этот процесс нашел применение в промышленности под наимено-
ванием метода ТТН и представляет собой процесс одноступенчатой
жидкофазной гидрогенизации над стационарным вольфрам-нике-
левым катализатором.
Переработке по методу ТТН может подвергаться лишь сырье с
низким (предпочтительно менее 3%) содержанием асфальтенов,
например такое, как буроугольная Смола полукоксования или па-
рафинистая сланцевая смола (от перегонки шотландских сланцев).
Смола перерабатывается целиком, т. е. без выделения средних
и легких масел, причем предварительно она подвергается очистке
от пыли и обезвоживанию. Процесс ведется при медленном повыше-
нии температуры в блоке от входа к выходу, что обеспечивает наи-
329
более полные восстановление и гидрогенизацию при наименьшем
расщеплении.
Так, при переработке буроугольной смолы полукоксования
среднегерманского угля при давлении 300 ата оптимальные ре-
зультаты были получены на трехколенном блоке со следующим рас-
пределением темпе р ату р:
Колонна I ............ 280—340°
» II .............. 340-300°
» III.............. 360-375°
Такой температурный режим создает, кроме того, возможность
автотермичного проведения процесса без подачи тепла извне. Труб-
чатый нагреватель служит только для начального разогрева системы
и затем выключается, а нагрев сырья осуществляется в системе
теплообмена.
При переработке методом ТТН буроугольной смолы получаются
(в процентах от суммарной продукции):
25?-6 бензина с октановым числом 58;
50?о дизельного топлива с цетановым числом 50—55;
13% парафина;
12% смазочных масел.
Газообразование незначительно и не превышает 3—5%. Про-
дукт ТТН практически не содержит асфальтенов и смол и благо-
даря этому легко фильтруется. Получаемый парафин пригоден для
расщепления в олефины при производстве синтетических смазочных
масел и для окисления в жирные кислоты.
Обычно целевым назначением процесса жидкофазной гидроге-
низации является получение бензина или бензина и дизельного топ-
лива, и в этом случае температура процесса доходит до 490° п огра-
ничивается термической устойчивостью сырья и ьозможностью
регулирования температурного режима.
При гидрогенизации угольной пасты или тяжелого жидкого
сырья сначала получаются высококипящие масла, которые затем
частично расщепляются с образованием широкой фракции с концом
кипения 325° и газа. Оставшаяся часть образовавшихся тяжелых
масел выводится из процесса в виде фракции, кипящей выше 325°.
Баланс процесса замыкается за счет частичного расщепления зати-
рочного масла. Нужно отметить, что по описанной схеме идет но
существу любой процесс с возвратом тяжелой фракции.
Меняя глубину процесса путем изменения температур или
времени пребывания продукта в зоне реакции, можно направить
процесс таким образом, что замыкания баланса по затирочному
(тяжелому) маслу не будет. При этом можно работать как с недо-
статком, так и с избытком тяжелого масла.
При постоянной температуре, но увеличенном времени пребы-
вания сырья, т. е. меньшей объемной скорости, процесс идет в сто-
рону образования средних и легких фракций с недостатком тяже-
лого масла. Наоборот, увеличение объемной скорости приводит
к увеличению выходов тяжелого масла, а затем и снижению про-
цента превращения угля.
.330
По мере уменьшения объемной скорости и увеличения глубины
процесса увеличивается газообразование. В связи с этим, работая
с избытком тяжелого масла и с последующей переработкой послед-
него на дополнительных блоках жидкой фазы, можно добиться
некоторого увеличения выхода бензина, считая на исходную орга-
ническую массу угля, за счет пониженного суммарного газообразо-
вания. Одновременно за счет значительных объемных скоростей
при работе по этой схеме достигается несколько большая нагрузка
реакционного объема. Эти преимущества получаются за счет неко-
торого усложнения работы.
Получающийся при работе на больших объемных скоростях
шлам более вязок, чем обычный, и для возможности нормального
фугования приходится разбавлять его средним маслом. Поэтому
вместе с маслом фугования в затирочное масло попадает значи-
тельное количество среднего масла, в силу чего создается опас-
ность высаживания угля из пасты. Для избежания этого вводится
горячая циркуляция шлама.
Переработка избытка тяжелого масла на отдельных жидко-
фазных блоках может проводиться как на плавающем, так и на
стационарном катализаторах. В последнем случае масло должно
быть освобождено предварительно от твердых и части асфальтенов,
что связано с дополнительными потерями, но при этом отпадает
переработка шлама.
Тепловые схемы. Процесс гидрогенизации в жидкой
фазе не удается осуществить за счет тепла реакции и приходится
затрачивать дополнительное количество тепла на нагрев реакцион-
ной смеси. Общий расход тепла составляет около 350 кал/кг пасты,
а тепло реакции составляет около 180—200 кал/кг. Таким обра-
зом, в принципе можно было бы за счет наличия развитой системы
теплообмена покрыть значительную часть расхода тепла, оставив
печь лишь для окончательного догрева сырья.
Фактически в силу различных причин, частью технологического
характера, частью экономического, приходится сообщать сырью
в печи значительную долю необходимого тепла. Это связано с тем,
что тепло шлама для подогрева сырья почти не используется и
что для увеличения степени возврата тепла потребовалось бы силь-
ное развитие системы теплообмена; при этом значительно воз-
росли бы стоимость аппаратуры и гидравлическое сопротивление
блока.
§ 136. Пуск, остановка и эксплуатация жидкофазных блоков
Пуск угольного блока. Пуск блока в работу начи-
нается с тщательного осмотра и опрессовки его азотом на рабочее
давление в холодном состоянии. При опрессовке давление необхо-
димо поднимать постепенно и равномерно, особенно в тех случаях,
когда в работу пускается блок, уже работавший. В практике наблю-
дались случаи серьезных аварий при резком подъеме и сбросе
давления при опрессовке. Нужно иметь в виду, что некоторые
331
материалы, которые подвергались воздействию температуры, стано-
вятся хрупкими в холодном состоянии и только при новом нагре-
вании приобретают прежнюю прочность.
Под рабочим давлением блок оставляют на 1—2 часа и про-
изводят тщательный осмотр и проверку герметичности, смачивая
все соединения мыльной водой. После того как с блока сброшено
давление и устранены выявленные дефекты, изолируют все пасто-
вые линии, приводят в порядок систему обогрева и начинают запол-
нение блока циркуляционным газом. Длительность заполнения
зависит от наличного резерва технического водорода и составляет
обычно 3—4 часа. В начале заполнения на трубчатой печи зажи-
гается предохранительная горелка. Это делается из следующих
соображений: в шпильках печи всегда остается от предыдущего
периода работы некоторое количество продукта, который собирается
в их нижней части, загустевает и может привести к образованию
пробок и забивке системы, для устранения чего и производят разо-
грев печи.
В ходе заполнения производят проверку линий холодного
газа, для чего в течение коротких отрезков времени переключают
заполнение на ту или другую из линий.
При достижении на стороне всасывания необходимой величины
давления циркуляции, включают все контрольно-измерительные
приборы и устанавливают заданные по технологическому режиму
расходы пастового, циркуляционного и барботажного газа.
Зажигая горелки, печи начинают нагрев блока: до темпера-
туры 250—270° его ведут со скоростью 30—35° в час, до 360° —
со скоростью 20° в час и далее до 420—430е — со скоростью 10°
в час. При достижении в первой колонне температуры 130—150°
начинают подавать в блок тяжелое масло — 4—5 м3)час через
пастовые теплообменники и 3 м3/час через печи. После того, как
в четвертой колонне температура повысится до 320—340°, пере-
ходят на затирочное масло, доводя в течение примерно 2 час. его
расход до 10 м3/час через теплообменники и 5 м3/час через печь.
Шлам, получаемый при этом с горячего сепаратора, сбрасывается
непосредственно в емкость масла фугования, а гидрюр идет обыч-
ным путем в емкость гидрюра. Нужно отметить, что из-за опас-
ности вспенивания и перебросов жидкости уровень в продуктовом
сепараторе устанавливают лишь после того, как гидрюр достигнет
нормальной рабочей температуры (65—80°). Из-за возможных
вспенивания и перебросов в горячем сепараторе только при 320—
340° в четвертой колонне переводят блок с тяжелого на затироч-
ное масло.
Переброс затирочного масла в теплообменники приводит к
ненормальному возрастанию перепада давлений и вынужденной
остановке блока. Дальнейший переброс через продуктовый холо-
дильник в сепаратор и далее на всас циркуляции может привести
к образованию пробок и выходу из строя всей системы.
После того как в первой колонне достигнута температура 420—
430° и произошло выравнивание температур по колоннам, начи-
332
нают подачу угольной пасты. Примерная процедура перехода
на пасту заключается в следующем: дают 5 м3(час густой пасты
на печь и 3 м3/час жидкой на теплообменники, одновременно
снижая подачу затирочного масла. Температура в колоннах по-
вышается за счет тепла начинающейся реакции. Постепенно уве-
личивая подачу пасты и уменьшая подачу масла, за 3—4 часа до-
водят температуру в колоннах до 470—475°.
При указанной температуре нагрузка блока составляет 15—
16 м3/час жидкой пасты, 10—12 м31час густой и 2 м3/час затироч-
ного масла, которое продолжают подавать через печь. В случае
нормальной работы продолжают дальнейшее повышение темпера-
тур примерно на 2° в час впредь до достижения заданного режима.
В течение всего времени вывода блока на режим регулировку
температур производят при помощи подачи холодного таза, кото-
рая к моменту достижения рабочего распределения температур
также должна быть отрегулирована.
Вывод блока на рабочий режим требует 8—9 час., но при квали-
фицированном персонале это время может быть сокращено до
4—5 час. Показателем нормальной работы служит количество
шлама, которое должно составлять 14—16 м31час при содержании
твердых 20—25%. Минимально шлама должно быть 12 м3/час.
Подача промывной воды начинается по достижении в колоннах
температуры 470—480°. Вода подается обычно в третий теплообмен-
ник на сторону горячего продукта в количестве 1,5—3,0 м3/час.
Для поддержания их в рабочем состоянии два раза в смену
промывают тяжелым маслом все аварийные шламовые линии колонн,
горячего сепаратора и теплообменников, причем промывку про-
водят как в сторону аварийной башни, так и в сторону блока.
Ежесуточно производят промывку водой предохранительного кла-
пана емкости I ступени промежуточного дросселирования. Перед
остановкой блока промывают маслом все шламовые и настовые
коммуникации и задвижки.
Эксплуатация и основные неполадки
работы угольных блоков. При эксплуатации важно
следить за уровнем шлама в горячем сепараторе и содержанием
в шламе твердых. Повышение содержания твердых в каменно-
угольных шламах выше 28—30 % и в буроугольных выше 40%
(нормально 36—37%) может приводить к закоксовыванию реакци-
онных колонн и горячего сепаратора. Основной причиной ненор-
мального содержания твердых в шламе является расстройство
температурного режима. Уже при 490—493° увеличивается глу-
бина разложения, количество тяжелого масла в сепараторе умень-
шается за счет усиления образования среднего масла и повышен-
ного газообразования. Так как при этом количество твердых изме-
няется мало, то содержание их в шламе соответственно увеличи-
вается.
Температура в колоннах может возрасти за счет колебаний
в составе поступающего на гидрогенизацию угля и, в частности,
его зольности. Увеличение концентрации пасты также увеличи-
333
вает теплоту реакции. При нарушениях нормальной подачи цир-
куляционного газа или пасты может произойти отложение в аппа-
ратуре твердых веществ и последующее закоксовывание. О воз-
никновении процесса коксования судят по температурам в колонне.
Нормальная работа термопар нарушается, их показания стано-
вятся неправильными, падают, запаздывают.
В числе основных неполадок работы угольных блоков необхо-
димо отметить следующие.
1.	Пробои или неплотности теплообмен-
ников. Гидрюр при пропуске или пробое темнеет и содержит
большее или меньшее количество твердых. В случае обнаружения
потемнения гидрюра производят определение в нем твердых. При
наличии твердых блок нужно остановить и произвести ревизию
теплообменников.
2.	Прекращение подачи циркуляционного
газа. Подача циркуляционного газа может прекратиться при
перебоях в подаче тока, при падении разностей давлений на всасе и
нагнетании цикла циркуляции за счет неправильного регулиро-
вания и неправильной работы приборов.
В этих случаях производят аварийную остановку блока. Не-
обходимость этого вызывается тем, что при возобновлении подачи
газа наладить нормальную работу уже не удается. Температуры
в колоннах и переходных линиях в течение нескольких минут воз-
растают до 600° и выше, переходные линии повреждаются и разры-
ваются и в результате происходят значительные потери продукта.
На одном из заводов был случай прекращения подачи газа
из-за закупорки шламом всасывающего коллектора газовой цир-
куляции и другой случай — из-за образования гидратной пробки.
Производственными инструкциями предусматривается обязатель-
ная аварийная остановка по достижении где-либо в блоке темпера-
туры выше 530°.
3.	Перелив горячего сепаратора. Причинами
перелива горячего сепаратора могут явиться неожиданная заку-
порка в группе шламовых вентилей или неправильная регистра-
ция уровня. При этом резко увеличивается суммарный перепад
давлений блока и сопротивление обратной ветви теплообмена.
При переливе из-за закупорки шламовых вентилей немедленно
переходят на резервную группу дросселирования, а при непра-
вильной регистрации уровня переходят на резервные контролирую-
щие приборы.
4.	Неправильность работы термостата
для холодных спаев термопар. Для получения
правильных показаний термопар, по которым контролируются
температуры блока, все холодные спаи термопар вынесены в спе-
циальный термостат. Последний находится на контрольном щите
блока и температура его поддерживается равной 40°. Расстрой-
ство работы этого термостата является одной из опаснейших непо-
ладок в работе не только угольных, но и всех других блоков высо-
кого давления. Так, при увеличении, например, температуры термо-
334
стата до 50° все температуры в блоке будут измеряться на 10и ниже
их действительных значений. Если оператор печи не заметит не-
правильности работы термостата, он, естественно, понизит подачу
холодного газа с тем, чтобы обеспечить правильный, по его мнению,
температурный режим. В результате будут превышены допусти-
мые температуры, блок выходит из-под контроля и необходима
его остановка в аварийном порядке.
Понижение температуры термостата менее опасно, но и в этом
случае снижение температур в блоке приводит к расстройству
работы.
5.	Неправильности в работе пастовых
насосов. Нарушения подачи пасты замечаются на блоке по
падению обшей разности давлений и по уменьшению сопротивле-
ний на отдельных участках. На пасговых насосах расстройство
работы обнаруживается своеобразным звуком («пыхтением») в
вентилях и толчкообразным ходом плунжеров. В случае остановки
работы пастовых насосов тотчас производят аварийную остановку
блока.
6.	Ненормальное возрастание сопроти-
вления блока. При увеличении перепада давлений выше
допустимых пределов (для 700-атмосферного блока, описанного
выше, > 35—40 ат) снижают нагрузку блока при соответствующем
понижении температур или в случае необходимости переводят
блок на затирочное масло для промывки аппаратуры и устране-
ния причин ненормально высокого сопротивления.
В ходе работы горячий сепаратор постепенно заполняется отло-
жениями твердых из шлама. Нижнее рабочее пространство сепа-
ратора делается все меньше, и в конце концов разделение шлама
и гидрюра становится невозможным. Блок приходится останавли-
вать, демонтировать, вскрывать горячий сепаратор и удалять из
него твердые.
Последняя операция представляет собой трудоемкую работу,
в ходе которой приходит в негодность внутреннее устройство сепа-
ратора, т. е. теплообменные змеевики, термопарные гильзы, футе-
ровка.
Отложение твердых в сепараторе связывается с недостатком
водорода в шламе п недостаточным его перемешиванием. Исходя
из этого, была разработана конструкция горячего сепаратора
с прямым вводом холодного газа в нижнюю часть аппарата. Такой
горячий сепаратор обеспечивает большую продолжительность ра-
боты.
Значительные трудности наблюдаются в ряде случаев в работе
трубчатых печей. Эти трудности связаны частично с постепенным
образованием корки на трубах печи, что приводит к снижению
коэффициента теплопередачи, и частично с быстрым механическим
износом, особенно заметным в нижних соединительных частях —
двойниках (называемых иногда калачами) труб печи.
Остановка блока. При остановке блока снижают
подачу отопительного газа на нагревательную печь и быстро пере-
335-
водят блок с пасты на затирочное масло. Для замедления про-
исходящего быстрого падения температуры при этом уменьшают
или вовсе прекращают подачу холодного газа. Загрузка пасты
постепенно уменьшается до 10—12 м3[час через пастовые тепло-
обменники и 6 м3[час через печь. Количество шлама не должно
превышать 20 м3/час. После того как температура в первой колонне
упадет до 420°, ее снижают далее до 360° со скоростью 10°, до
240—250° со скоростью 20° и до 140—150° со скоростью 30°
в час.
При 300—320° в четвертой колонне блок переводится с затироч-
ного масла на тяжелое масло. Примерно за 3 часа загрузку сни-
жают до 5 м3 через теплообменники и 3 м3)час через печи.
При 130—140° тушится нагревательная печь, загрузка пре-
кращается, блок отключается от циркуляции и производится сброс
давления. Сброс давления и выпуск продукта ведут через ава-
рийные спускные линии, начиная с первой колонны. При опорож-
нении каждой из колонн снижают давление на 30—40 ат и при
опорожнении горячего сепаратора на 30 ат. На горячем сепараторе
линия нормального сброса шлама все время остается приоткрытой.
Затем операция повторяется, начиная с первой колонны, чтобы
более полно удалить постепенно стекающее масло. По достижении
давления 200 ат производится освобождение теплообменников,
а при 60 ат открываются линии сброса давления в окружающую
среду.
Одновременно с опорожнением колонн освобождается и про-
дуктовый сепаратор.
После того как с блока сброшено давление, он продувается
азотом, однако рекомендуется предварительно при 20—30 ат
давления основательно продуть блок циркуляционным газом че-
рез линии додачи газа.
Аварийная остановка блока. При аварийной
остановке блока прекращают загрузку пасты, гасят нагреватель-
ную печь, прекращают подачу настового и холодного газа и отклю-
чают блок от циркуляции. Открывают электрозадвижки аварий-
ного сброса реакционных колонн и горячего сепаратора. По дости-
жении в блоке давления 200 ат открывают задвижки на линиях
сброса с пастовых теплообменников. При давлении 50 ат откры-
вают линии сброса в атмосферу. После полного сброса давления
блок продувается азотом до содержания в газе не более 4% горю-
чих составляющих.
После каждой аварийной остановки все электрические и руч-
ные задвижки испытывают на плотность опрессовкой промыв-
ным маслом. Рекомендуется все линии, через которые в ходе нор-
мальной работы или при аварийной остановке шли густые про-
дукты, оставить под маслом, чтобы предотвратить возможность
их забивки. Желательно блок, подвергшийся аварийной остановке,
возможно быстрее вновь пустить в работу. При этом избегается
полное охлаждение блока и связанное с этим нарушение плотности
линзовых соединений горячих линий.
336
Смоляные блоки. При пуске, если смоляной блок
будет работать на густом сырье, работу начинают на тяжелом
масле. Если сырьем являются более жидкие смолы и масла, работу
начинают прямо на них. Блок гидрогенизации смол отличается
наличием холодной и горячей циркуляции шлама, и в связи с этим
пуск блока отличается от пуска угольных блоков. По достижении
в первой колонне 140—160° начинают подавать примерно 2 м31час
масла через теплообменник, 1 м3[час через печь и 1 м3)час также
на печь через линию циркуляции шлама. После достижения не-
обходимого уровня в горячем сепараторе заполняют клапанную
коробку и передаточные линии насоса горячей циркуляции, и пус-
кают насос в работу, начиная с подачи 2 м3[час. Примерно за 2 часа
доводят подачу насосом до 10 м3]час.
По достижении в первой колонне 280—300° переходят на рабо-
чее сырье с одновременной подачей катализаторной пасты в коли-
честве не менее 500 л}час (10%-ная паста) с тем, чтобы быстрее
получить рабочую концентрацию катализатора в системе. Нор-
мальная дозировка свежего катализатора составляет 0,7—1,5?^
на сырье.
В случае, если от предыдущего периода работы в хранилищах
еще имеется старый шлам, в блок подается 3—4 м31час этого
шлама, что позволяет более быстро получить рабочую концентра-
цию твердых и катализатора в колоннах. По мере возрастания
температур содержание твердых в шламе растет, и когда оно до-
ходит до 10—12%, шлам начинают возвращать для новой загрузки.
Постепенно по мере подъема температур подачу сырья увели-
чивают. Отбор шлама устанавливается 6—7 м3/час и его кон-
центрация по твердым доводится до 18—22% при переработке смол
и нефтей и до 25—30% при переработке пеков и смол коксования.
В ходе достижения рабочего режима начинается и доводится
до нормальной подача холодного газа. Подача последнего увеличи-
вается постепенно и осторожно, так как при резком возрастании
подачи может произойти выброс из колонны, переполнение горя-
чего сепаратора и загрязнение аппаратуры. Кроме того, может
произойти вспенивание шлама, в системе горячей циркуляции
появляются газовые мешки, и вся работа расстраивается.
Температура гидрюра перед продуктовым сепаратором для
избежания возможности вспенивания держится на уровне 50—80°.
При ленящемся гидрюре не удается поддерживать четкий уровень
в сепараторе, жидкость попадает на всас циркуляции, далее в
промывную установку и быстро портит промывное масло.
22 Зак. ЗХэ 2242.
Глава XIV
ТЕХНОЛОГИЧЕСКИЕ СХЕМЫ И АППАРАТУРА
ПАРОФАЗНОЙ ГИДРОГЕНИЗАЦИИ. ГАЗОВАЯ ЦИРКУЛЯЦИЯ.
ДЕСТИЛЛЯЦИОННЫЕ УСТАНОВКИ
§ 137.	Паровая фаза гидрогенизации
Гидрюр жидкой фазы гидрогенизации разделяется на дестилля-
ционных установках на тяжелое масло и широкую фракцию с
концом кипения 325—350°. При переработке каменных углей и
смол каменноугольного происхождения конец кипения широкой
фракции принимают 325°, а в случае переработки нефтепродуктов —
до 350°.
Широкая фракция подвергается дальнейшей переработке на
бензин в блоках паровой фазы. Обычно паровая фаза гидрогени-
зации проводится в две ступени. Сначала идет предварительное
гидрирование, задачей которого является насыщение фракции
водородом и возможно полное освобождение ее от азотистых, кисло-
родных и сернистых соединений. Подготовленная таким образом
фракция после отгонки от нее бензина поступает на вторую, послед-
нюю, ступень переработки — бензинирование или разложение,
задача которого сводится к превращению подготовленного уже
сырья в бензин.
Двухступенчатое проведение процесса парофазной гидрогени-
зации сокращает расход более дорогого катализатора — WS,,
облегчает регулирование процесса и несколько увеличивает выход
бензина за счет селективного ведения процесса.
Получаемый с блоков бензинирования бензин обладает более
высоким качеством, чем бензин предварительного гидрирования.
При работе на каменных углях и при давлении процесса 300 ат
такое разделение процесса парофазной гидрогенизации можно
считать обязательным, так как при работе без предварительного
гидрирования катализатор бензинирования, очень чувствительный
к азотистым соединениям, быстро портится, а менее чувствитель-
ные катализаторы работают с чрезмерно высоким газообразова-
нием.
338
В случае работы на нефтепродуктах, а также, невидимому,
и при работе на угольных продуктах при давлении 700 ат в паро-
вой фазе последнюю удается с удовлетворительными результатами
провести в одну ступень.
Последующее описание дается применительно к обычному двух-
ступенчатому парофазному процессу при давлении 300 ат.
§ 138.	Блок предварительного гидрирования
Сырьем или загрузкой блоков предварительного гидрирования
служит обычно широкая фракция, включающая бензин и сред-
нее масло, и работа ведется за один проход, т. е. без циркуляции.
В тех случаях, когда применяют частичный возврат продукта реак-
ции в процесс, основной целью является не углубление процесса,
а как бы некоторое разбавление сырья, что содействует более равно-
мерному распределению реакции по реакционному объему всех
колонн блока.
Блок обычно состоит из трех реакционных колонн длиной 18 м
и внутренним диаметром корпуса 1 м, печи для нагрева сырья,
двух теплообменников, продуктовых холодильника и сепаратора.
Блок обслуживается с центрального щига управления. Подача
сырья производится насосами высокого давления, которые распо-
лагаются в машинном зале вместе с газовыми циркуляционными
насосами. Упрощенная схема блока показана на фиг. 118.
Сырье смешивается с циркуляционным водородом и проходит
последовательно два теплообменника 1, по конструкции таких
же, как теплообменники на жидкой фазе.
Обычно теплообменник поверхностью 140 м2 имеет 151 трубку
диаметром 14/23 мм, причем смесь сырья с водородом проходит
снизу вверх по межтрубному пространству. Затем смесь проходит
трубчатую печь 5 с газовым или электрическим обогревом. Печь
состоит из таких же ребристых элементов, как и жидкофазная.
Далее паршазовая смесь проходит последовательно сверху вниз
реакционные колонны 2, которые отличаются от колонн жидкой
фазы своим внутренним устройством. Схематический разрез паро-
фазной колонны показан на фиг. 119.
Корпус колонны на 300 ат, изготовленный из хромоникель-
молибденовой стали, имеет толщина,7 стенки 95 мм, внутренний диа-
метр вверху 1000 мм и внизу бОО мм. Толщина слоя футеровки
около 60 мм. Собранная колонна без катализатора весит около
80 т; вес колонны с катализатором достигает 100 т.
Загрузка катализатора составляет, в зависимости от конструк-
ции колонны, от 7,8 до 8,4 зс3. Представленная на фиг. 119 колонна
загружена катализатором (в виде таблеток), находящимся в спе-
циальных контейнерах емкостью по 1,0—1,15 м3 катализатора,
которые последовательно, друг на друга, опускаются в колонну.
Таблетки имеют диаметр 9 мм, высоту 9 мм. Нижний контейнер
опускается на опорную решетку, которая находится над конусной
защитной гильзой выходной части колонны. Обечайки контейне-
22*
339
ров образуют защитную гильзу футеровки корпуса колонны и со-
единяются друг с другом при помощи уплотняющих устройств.
В каждой такой секции находится опорная решетка для катализа-
тора и щелевидные распределительные устройства, которые спо-
собствуют равномерному распределению холодного газа, который
вводится через верхнюю крышку колонны. Линии подачи холод-
ного газа проложены в слое футеровки, и газ вводится между
секциями загрузки на 5—6 уровнях колонны.
При загрузке и разгрузке колонн необходимо соблюдать осто-
рожность, так как катализаторы паровой фазы обладают большой
пирофорностью (воспламеняемостью).
34Э
По центру колонны пропущена гиль-
за для термопары диаметром 24/33 мм
Прореагировавшая в реакционных
колоннах парогазовая смесь проходит
по трубам теплообменников и поступает
в холодильник 3 типа «труба в трубе»
(фиг. 118). В наклонном продуктовом
сепараторе 4 гидрюр отделяется потом
от циркуляционного газа и идет на сту-
пенчатое дросселирование.
§ 139.	Режим работы блока
предварительного гидрирования
Основное назначение предварительно-
го гидрирования — гидрирование различ-
ных азотистых, сернистых и кислород-
ных соединений. Реакции расщепления
имеют подчиненное значение. Поэтому
бензинообразование невелико: если в
исходном сырье бензиновых фракций со-
держится обычно около 20%, тс в гид-
рюре предварительного гидрирования
их содержится 30—40%.
Показателями нормального протека-
ния процесса являются содержание в
гидрюре фенолов и азотистых веществ.
Глубина гидрирования определяется
анилиновой точкой. После отгонки бен-
зина остаток, или «среднее масло Б»,
должен иметь анилиновую точку не ниже
+45, +50°.
Это означает практически полный
перевод ароматических соединений в
нафтены (цикланы) и необходимо для
обеспечения нормальной работы катали-
затора бензинирования.
Суммарный процесс протекает со зна-
чительным тепловыделением. Поэтому
в ряде случаев при достаточно разви-
той системе теплообмена и работе при
температурах, повышающихся от колон-
ны к колонне, процесс может быть замк-
нут на собственном тепле, без сообще-
ния сырью дополнительного количества
тепла. Печь оказывается необходимой
для пуска блока и на случай наличия
каких-либо неполадок и расстройств
температурного режима. Именно в связи
Фиг. 119. Реакционная ко-
лонна паровой фазы.
1 — корпус; 2 — верхний фла-
нец; 3 — верхняя крышка; 4 —
нижний фланец; 5 — нижняя
крышка; 6 — цапфы монтаж-
ные; 7 — тарелка; 8 — опорная
решетка; 9 — карман для тер-
мопары; 10 — вход холодного
газа; 11 — подача холодного
газа; 12 — вход продукта; 13 —
выход продукта; 14 — подвод
водорода; 15 — защитная гиль-
за; 10—изоляция.
341
с этим блоки предварительного гидрирования часто снабжаются
электропечами, которые имеют малую тепловую инерцию, конст-
руктивно просты и при небольших тепловых нагрузках на печь
их неэкономичность не так существенна.
Поступающее в блок сырье должно иметь четкий конец кипе-
ния, так как наличие высококипящих «хвостов» снижает актив-
ность катализатора. Оно также не должно содержать твердых
примесей, которые забивают - катализатор и приводят к его
порче.
Так как фенолы средних масел растворяют железо емкостей и
коммуникаций, богатые фенолами масла не следует подвергать
долгому хранению.
Содержание золы нормально не должно превышать 3 мг на 1 кг.
Необходимо далее, чтобы сырье содержало не менее 0,3—0,4%
серы, так как иначе происходит потеря серы из катализатора.
В связи с этим сырье, содержащее меньше серы, подвергают осер-
нению, пропуская его через поглотительные колонны навстречу
потоку сероводорода, при температуре 15—30°.
Температура на входе в реакционные колонны при работе на
свежем катализаторе держится ~ 360°. По мере работы катали-
затора и падения его активности температуру постепенно подни-
мают в течение 1—2 лет до 445—450°. После этого катализатор
подлежит замене. Большой срок службы катализатора обеспечи-
вается правильной эксплуатацией блока и четким отбором сырья.
Важно не допускать местных перегревов, которые возможны,
например, при попадании в циркуляционный газ более чем 0,2%
окиси углерода.
Повышенное содержание окиси углерода в техническом водо-
роде (выше ~ 0,2% по объему), поступающем в блоки парофаз-
ного гидрирования, приводит к значительному выделению тепла
вследствие протекания реакции метанирования:
СОф-ЗН2 —>СН44-Н2О-|-49250 кал/кг-мол.
На поверхности катализатора возникают местные перегревы,
что приводит к частичной дезактивации и разрушению катализа-
тора. Температура на выходе из блока на 50—70° выше,, чем на
входе. Разность эта уменьшается по мере подъема температуры
на входе.
Нормальное сопротивленце всей системы циркуляции обычно
не превышает 30 ат.
Объемная скорость зависит от типа сырья и составляет 0,6—
0,8 mfMz реакционного объема в час. Она несколько выше для
переработки продуктов жидкофазной гидрогенизации бурого угля
и смол и ниже для каменноугольных продуктов и нефтепродуктов
с более высоким концом кипения.
Соотношение сырья и циркуляционного газа различно и доходит
до 2000 объемов на 1 объем сырья. Количество холодного газа со-
ставляет 50—100% от циркуляционного. Нормальный расход
холодного газа па блок составляет около 25 000 м3/час, из них
342 '
13—15?/о подается между печыо и первой колонной, 25—27% в
первую колонну и примерно по 30% во вторую и третью колонны.
Описанный блок при работе на каменноугольном сырье пере-
рабатывает 15—16 mj'iac. Выход гидрюра составляет 94—97%
от загрузки. Расход водорода на сырье составляет ~ 4,0—4,5%
и ниже.
При эксплуатации блока важно следить за точным соблюдением
заданного режима работы и постоянством состава сырья. Тре-
буется внимательно следить за уровнем в продуктовом сепара-
торе, так как перелив приводит к попаданию жидкости в систему
газовой циркуляции и расстройству работы всей системы.
§ 140.	Пуск, неполадки и остановка блока предварительного
гидрирования
Пуск блока. Загрузка колонн катализатором произво-
дится на особом стенде в токе инертного газа, так как при сопри-
косновении с воздухом происходит разогрев и воспламенение ката-
лизатора. Загруженная и собранная колонна для удаления ката-
лизаторной ныли продувается азотом сверху вниз, затем снизу
вверх.
Собранный блок продувается азотом и проверяется на плот-
ность при 300 ати. Блок считается пригодным к работе, если паде-
ние давления не превышает 5 ат/час. При опрессовке часть ком-
муникаций блока ставится на заглушки, так как обеспечить не-
обходимую надежность испытания прп полностью включенных
коммуникациях затруднительно.
После устранения неисправностей заглушки вынимают, про-
дувают азотом все те участки коммуникаций, которые еще не были
продуты из-за наличия заглушек, и осторожно подают в систему
циркуляционный газ. При быстрой подаче газа возможен быстрый
разогрев и растрескивание катализатора. Можно считать, что
скорость подъема температуры не должна превышать 90° в час.
Наполнение блока ведется примерно так:
До 30 ат......................около 2 час.
От 30 до 100 ат............... 1,5 »
» 100 » 300 »................ 2—2,5 »
Затем включают нагревательную печь и при циркуляции газа
начинают подъем температур. До 220° температуру поднимают
на 20° в час, до 300° на 16—15° в час и до 360° на 10° в час. При
360° приступают к подаче сырья, начиная с 0,5 м^/час. Важно,
чтобы сырье не содержало хвостовых фракций, так как образова-
ние в аппаратуре жидкости может привести к серьезным неполад-
кам.
Одновременно с подачей сырья включается подача воды на
холодный теплообменник; вначале подают ~ 0,2 м3)час, нормально
0,3—0,5 м31час. Подача воды производится для предотвращения
отложений солей и образования пробок аммонийных солей. В те-
чение нескольких часов блок выводится на рабочий режим.
343
Hen о л а д к и. К основным неполадкам в работе блока отно-
сятся:
1)	перебои в работе циркуляционных насосов; в этом случае
быстро переключаются на резервную машину, а в случае полного
выхода из строя циркуляции прекращают работу;
2)	перебои в работе сырьевых насосов; в этом случае переходят
на работу на газовую циркуляцию и снижают температуру до
~ 360°.
При засорении фильтров и прочих мелких неполадках продукт
может в течение некоторого времени пропускаться по обводным
линиям, которые предусматриваются при монтаже.
В случае серьезных неполадок или аварий — прекращение
подачи электроэнергии, обнаружение значительных неплотностей,
большое тепловыделение в блоке, угрожающее резким подъемом
температуры и выходом блока из-под контроля, прекращение
подачи отопительного газа к печи (в случае газовой печи) — про-
изводится аварийная остановка блока.
Остановка блока. При нормальной остановке блока
постепенно, в течение нескольких часов, снижают подачу сырья
примерно на 3 м3)час. Затем по прекращении подачи сырья в тече-
ние ~ 3 час. снижают температуру до 360°, причем несколько
поднимают (на 25—30%) интенсивность циркуляции. Затем темпе-
ратура понижается до 300° со скоростью ~ 10—12° в час, до 75°
со скоростью ~ 25° в час. В начале понижения температуры выпу-
скают продукт из сепаратора и емкости I ступени дросселирова-
ния. По достижении температуры 75° блок отключается от цирку-
ляции, дросселируется и продувается азстом. Колонны отклю-
чаются от блока и оставляются под давлением азота (2—Зат), чтобы
избежать порчи катализатора. Все места соединений с горючими
жидкостями и газами отключают путем установки заглушек.
При аварийной остановке блока выключают подачу сырья и
воды, отключают печь, отключают блок от системы циркуляции
и дросселируют продукт в аварийную емкость.
Нужно отметить, что в случае остановок и пуска нужно тща-
тельно следить за тем, чтобы на катализатор не попадал жидкий
продукт, так как в противном случае происходит быстрая порча
катализатора.
§ 141.	Блок бензинирования или расщепления
Блок обычно состоит из четырех реакционных колонн, трех
теплообменников, нагревательной печи, продуктовых холодиль-
ника и сепаратора. Ёлок обслуживаегся со щита управления.
Сырьевые насосы и газовые циркуляционные насосы размещаются
обычно вместе с машинами блока предварительного гидрирования
в общем машинном зале,
В отличие от блоков предварительного гидрирования, которые
работают обычно без возврата сырья, за один проход, при бензини-
ровании процесс ведется с возвратом среднего масла с тем, чтобы
344
обеспечить полный перевод свежей загрузки в бензин и газ гидро-
генизации.
Загрузкой блока служит смесь среднего масла предварительного
Гидрирования и среднего масла, получаемого при дестилляции гид-
рюра бензинирования.
Загрузка смешивается с циркуляционным газом и проходит
обычный путь: теплообменники — нагревательную печь — ко-
лонны — теплообменники — продуктовый холодильник — продук-
товый сепаратор. Отсюда циркуляционный газ возвращается в
систему циркуляции, а гидрюр проходит ступенчатый сброс давле-
ния и поступает на дестилляционную установку.
Аппаратура блока такая же, как и блока предварительного
гидрирования, за исключением печи, где применяется газовый
обогрев. Суммарный процесс разложения идет со значительно
меньшим тепловыделением, чем процесс предварительного гидриро-
вания, поэтому замкнуть процесс на своем тепле уже не удается,
и печь имеет постоянную, довольно значительную нагрузку. В этих
условиях применение электронагрева оказывается нецелесообраз-
ным.
Газовые печи бензинирования делаются из таких же трубчатых
ребристых элементов, как и печи жидкой фазы, и работают с цирку-
ляцией продуктов горения. Примерная поверхность нагрева (на-
ружная) 2000—2500 м2.
Сырье, поступающее в блоки, в случае надобности проходит
осернение.
§ 142.	Режим работы блока бензинирования
Присутствие в сырье аммиака и азотистых соединений резко
снижает активность катализатора бензинирования. Уже при содер-
жании 20 мг/л азота необходимо для сохранения активности под-
нимать температуру процесса, а наличие 100 мг/л азота полностью
дезактивирует катализатор.
Если работа на таком сырье продолжалась недолго, то через
некоторое время активность катализатора восстанавливается.
Однако при более продолжительном отравлении катализатор
портится окончательно. Считается, что для обеспечения нормаль-
ной работы содержание азота не должно превышать 3—5 мг/л,
максимально 8 мг/л.
Катализатор чувствителен и к кислородным соединениям,
поэтому сырье должно содержать лишь минимальное количество
фенолов, желательно не более 0,02?^.
Для нормальной работы сырье должно содержать 0,2—0,3%
серы При меньшем содержании серы в сырье происходит потеря
серы катализатором. Поэтому загрузка осерняется пропусканием
через нее тока сероводорода.
При пуске блока со свежим катализатором температура на
входе в колонны составляет около 360°. По мере старения ката-
лизатора и падения его активности температуру на входе повы-
345-
тают и к концу периода работы катализатора доводят до 450—460°.
При нормальной эксплуатации блока катализатор может работать
до 2—3 лет.
Температуры в блоке несколько повышаются от первой колонны
к четвертой.
Температурных «вспышек», т. е. неожиданных местных подъемов
температуры при бензинирования, не наблюдается.
Нормальная удельная производительность по суммарной за-
грузке составляет в среднем 1,2 м3/м3 реакционного объема в час,
или в пересчете на весовые единицы 1,0 т/м3 реакционного объема
в час. Соотношение между сырьем и рисайклом (возвратом) может
колебаться. При работе на каменноугольных продуктах при дав-
лении 300 ат оно составляет ~ 70 : 30.
Газообразование в зависимости от глубины процесса и от отбора
бензина с более высоким или пониженным концом кипения соста-
вляет 10—20% (10—12% при работе на автомобильный бензин с
концом кипения 190°, 16—2.0% при работе на авиационный бензин
с концом кипения 150°).
Расход циркуляционного газа составляет 550—800 м3 на 1 м3
сырья. Для буроугольных продуктов расход несколько выше,
чем для каменноугольных.
Расход холодного газа составляет 150—300 м3 на 1 м3 сырья.
Описанный четырехколонный блок пропускает до 36 м3 суммар-
ной загрузки или 27—28 м3 свежего сырья в час и дает до 20—-22 м3
бензина в час.
Таким образом, расход циркуляционного газа на блок соста-
вляет около 25—30 тыс. нм3/час, а расход холодного газа 6—
12 тыс. нм3/час. Холодный газ подается в каждую из колонн
на нескольких уровнях. Кроме того, предусмотрены вводы газа
между печыо и первой колонной, между колоннами и за послед-
ней колонной.
Пуск, эксплуатация и остановка блока бензинирования про-
изводятся примерно в таких же условиях и порядке, как и блока
предварительного гидрирования.
§ 143.	Система газовой циркуляции жидкой фазы
Под системой газовой циркуляции подразумевается система аппа-
ратов и коммуникаций, по которым транспортируется при помощи
газовых циркуляционных насосов циркуляционный газ (фиг. 120).
По выходе из газовых циркуляционных насосов газ смешивается
с чистым техническим водородом и затем по напорному газовому
коллектору распределяется по блокам высокого давления. На каж-
дом из ответвлений к блоку высокого давления, кроме обычных
запорных органов, устанавливается быстродействующая моторная
задвижка для возможности быстрого отключения блока от системы
циркуляции.
В блоке высокого давления циркуляционный газ используется
частично как холодный газ, частично смешивается с пастой и про-
346
Ходит через печь высокого давления. Некоторая часть газа исполь-
зуется для продувок коммуникаций.
Из блоков высокого давления газ выходит обогащенным угле-
водородными и прочими газами, которые получаются в процессе
деструктивной гидрогенизации. Газ вновь собирается в коллек-
тор и направляется на отмывку, которая будет описана ниже.
Освобожденный здесь от значительной части примесей циркуля-
ционный газ поступает по специальному коллектору к газовым
Циркуляционным насосам, которые вновь направляют его в блоки
высокого давления. Таким образом, газ все время циркулирует
Фиг 120. Схема 1азсвой циркуляции жидкой фазы.
— переключение блоков высокого давления; 2 — переключение обводной линии; з—
подача воды; 4 — холодильники перед мойкой циркуляционного газа; 5 — сепараторы;
6 — каплеотбойники; 7 —* газовые циркуляционные насосы; 8 — холодильники. Под-
воды продувочного азота, переключения, линии сброса давления на схеме не показаны.
в описанной системе, причем перед блоками в систему непрерывно
подводится технический водород, необходимый для покрытия
расхода водорода на реакцию и растворение и покрытия потерь
системы. В то же время на установке промывки циркуляционного
газа из него все время удаляются газообразные продукты гидро-
генизации, и таким образом поддерживается на заданном уровне
содержание водорода в газе.
Сопротивление системы, составляющее 30—50 ат, а иногда
и несколько более, преодолевается газовыми циркуляционными
насосами.
В систему циркуляции включены сепараторы для отделения
увлекаемых газом капель жидкости. Отбойники устанавливаются
также на входе и выходе каждого циркуляционного насоса.
Температура газа в циркуляционной системе не должна сни-
жаться ниже 35°. Особенно это важно на участке от блоков высо-
347
кого давления до промывки. При снижении температуры ниже
этого предела возможно отложение солей и образование кристалли-
ческих соединений углеводородных газов (пропана) с водой, так
называемых «гидратов». В результате происходит образование
пробок и забивка коммуникаций. Для борьбы с отложениями
солей в ряде точек циркуляционной системы, особенно на всасы-
вающем коллекторе газовых циркуляционных насосов, в систему
впрыскивается вода.
После сжатия в циркуляционных насосах температура газа
повышается. Нормально она не должна превышать 55° и поэтому
после насосов установлены холодильники, включаемые по мере
надобности.
Современные газовые циркуляционные насосы обеспечивают
перепад давлений до 30—70 ат и представляют собой одноступен-
чатые дожимные компрессоры с небольшой степенью сжатия.
Циркуляционные насосы на давление 700 ат имеют производи-
тельность 60—70 тыс. нм3/час, делают 100—130 об/мин и имеют
электропривод с мотором мощностью 550—650 кет.
Нормальная работа циркуляционной системы исключительно
важна для обеспечения бесперебойной работы всего производства.
Поэтому газовые циркуляционные насосы устанавливаются обычно
со значительным резервом. При этом, как правило, постоянно
должно иметься не менее двух резервных машин; одна из них на-
ходится в горячем резерве, т. е. в состоянии готовности к немед-
ленному пуску.
Для обеспечения возможности ремонтных работ и чисток преду-
сматривается наличие резервных коллекторов. Кольцо циркуля-
ции разделено при помощи задвижек на сектора, что позволяет
производить выключение отдельных участков. Задвижки ста-
вятся обычно парные, причем между ними имеется отвод в атмо-
сферу. Таким образом, отрезок между соседними задвижками мо-
жет быть освобожден от давления и можно проверить плотность
задвижек; в то же время обеспечивается надежное перекрытие
коллектора или другой линии.
В ряде точек циркуляционной системы установлены задвижки
для сброса давления и предусмотрены вводы азота для продувки.
§ 144.	Промывка циркуляционного газа жидкой фазы
При процессе гидрогенизации наряду с тяжелыми и средними *
маслами и бензином получается значительное количество газа. При
гидрогенизации каменного угля в жидкой фазе образуется до 15—
18% газа, а при гидрогенизации смол и нефтяных остатков —
до 6—10%. Основное количество этих газов составляют углеводо-
родные газы — метан, этан, пропан и бутаны. Получаются также
углекислота, некоторое количество сероводорода, аммиака, окиси
углерода.
Часть образовавшихся газов растворяется в шламе и гидрюре
и выводится из системы вместе с ними. Однако при допустимом со-
348
держании в циркуляционном газе примесей к водороду таким путем
можно отвести только часть этих газов (при гидрировании угля
20-30%).
Для того чтобы обеспечить растворение в гидрюре значительно
большего процента образующихся в процессе газов, необходимо
значительно повысить их содержание в циркуляционном газе и тем
самым значительно понизить содержание в нем водорода. Однако
по условиям процесса это недопустимо.
Поэтому Для очистки циркуляционного газа он цо выходе из
блоков высокого давления промывается фракцией 150—250°, кото-
рая получается при разгонке гидрюра паровой фазы процесса
(табл. 52), или средним маслом, получаемым с дестилляции бензи-
нирования.
Таблица 52
Примерные данные промывки циркуляционного газа
Характеристика циркуляционного газа	До промывки	После промывки
Содержание водорода, %		70	75
Углеводородных газов, %		20	12
N3, СО, СО2, %	 Среднее углеродное число углево-	10	13
дородных газов 			1,6	1,2
Промывка проводится в вертикальных насадочных колоннах
((промывателях), в которые газ поступает с температурой ~ 35°.
Из продуктовых сепараторов газ выходит с температурой ~ 50—
80° и охлаждается до 35° в холодильнике. При этом вода, кото-
рая подается в ряде точек циркуляционной системы, а также увле-
жаемый газом гидрюр отделяются в холодильнике и поступают в
сепаратор (или сепараторную часть холодильника).
Собирающаяся в сепараторе жидкость дросселируется и при-
 соединяется к общему потоку гидрюра. Контроль за работой про-
мывателей производят по замеру плотности газа до и после про-
мывки. Нормально разность плотностей составляет 0,05—0,16 кг/м3.
Схема промывки циркуляционного газа дана на фиг. 121.
Газ поступает снизу в промыватель высокого давления, кото-
рый представляет собой колонну высотой 15 м и внутренним диа-
метром 1 м. Колонна наполнена металлическими 70—80-3ui наса-
„дочными кольцами, которые насыпаны на опорную решетку. Ниж-
няя часть промывателя свободна от насадки и снабжена устрой-
ствами для наблюдения за уровнем жидкости и его регулирования.
'Промыватель указанных размеров при 700 ат пропускает 65—
70 тыс. .и3 газа и орошается 40—70 .и3 промывного масла в час.
Количество подаваемого на скруббер масла определяется усло-
хвиями процесса и колеблется обычно в пределах 0,7—1,2 м3 на
349
1000 м3 газа. Регулировка подачи газа и промывного масла ведется
при помощи дроссельных вентилей.
Для использования энергии сжатого масла, выходящего из
промывателей, установка промывки газа снабжается детандер-
машиной. Последняя состоит в основном из двух гидравлических
цилиндров, снабженных золотниковыми и клапанными переключа-
ющими устройствами, и золотника управления с переключающим
устройством. В нижнюю часть цилиндра подается сжатое масло
из промывателя, в верхнюю часть — свежее масло для подачи в
промыватель. Работа машины происходит следующим образом
(фиг. 121).
Масло из промывателя поступает к золотникам 3 машины и
оттуда поступает поочередно в цилиндры 2.
Фиг. 121. Схема
масляной промывки циркуляционного газа.
При указанном положении золотников масло поступает в пра-
вый цилиндр и поднимает его поршень вверх. При этом поршень
выдавливает находящееся над ним свежее масло в промыватель 1.
Одновременно насос 11 подает в верхнюю часть левого цилиндра 2
свежее масло из емкости 9. Давлением этого масла поршень левого
цилиндра опускается вниз и выдавливает находящееся под ним
масло через левый золотник 3 в емкость 6. При этом свежее масло
не может попасть через клапанную систему в промыватель, так
как левый верхний клапан закрыт вследствие того, что давление
масла над правым цилиндром значительно выше, чем над левым.
Управление работой машины происходит следующим образом:
от штоков поршней машины при помощи тросиков, перекинутых
через роликовые устройства, передвигаются грузы, которые при
верхнем и нижнем положении поршней зацепляют штанги 4, пере-
ключающие в свою очередь при помощи рычажных устройств
золотник управления 5. На схеме показан момент, когда правый
350
поршень достиг верхнего положения, левый — нижнего, а золот-
ник управления 5 уже получил импульс и передвинулся в такое
положение, что золотники 3 должны изменить положение и пере-
ключить цилиндры. От линии, выходяшей из верхней клапанной
коробки, имеется отвод к золотнику управления 5. Последний
направляет масло на левые или правые стороны золотников цилин-
дров 3. При положении, указанном на схеме, золотник управления
направляет масло на левые стороны, в результате чего золотники
должны передвинуться вправо.
Рычажное управление золотников легко может быть заменено
на электромагнитное. В зависимости от размеров и числа ходов
поршней машины могут иметь различную производительность.
Давление сбрасывается в детандер-машинах не полностью, а
лишь до промежуточного давления ступенчатого дросселирования
25—40 ат. Верхний предел давления в емкости дросселирования
определяется возможностью работы детандер-машин.
Для того чтобы иметь возможность более удобного регулиро-
вания уровня в промывателях, последние снабжаются обводной
линией, которая позволяет производить дросселирование масла,
минуя детандер-машины, непосредственно в емкость 6.
Свежее масло подается на детандер-машины многоступенчатыми
центробежными насосами 11 под давлением 40—50 ат. Так как
машины не в состоянии подать на промыватели все количество
масла, то часть его подается на промыватели непосредственно
насосами высокого давления 10, которые обычно подают 10—15%
от суммарного масла. Эти 10—15% покрывают утечки масла через
неплотности распределительных устройств и поршней детандер-
машины, сброс масла непосредственно через обводную линию и
компенсируют разницу в объемах масла в верхней и нижней частях
цилиндров 2, связанную с тем, что шток поршня занимает опреде-
ленный объем.
Детандер-машина производительностью 65 ж3/час и работаю-
щая на перепад давления от 700 до 45 ат имеет цилиндр диаметром
500/1000 мм, общую высоту 5,15 м и ход поршня 2,65 м.
Коэффициент полезного действия машины составляет около 80%.
В емкости 6, рассчитанной на давление до 50 ат, происходит
разделение промывного масла и бедного газа гидрогенизации.
Газ направляется в сеть бедного газа, а масло дросселируется
в емкость 7, где поддерживается нормальное давление. В емкости 7
происходит разделение масла и богатого газа. Далее масло посту-
пает для более полного выделения из него богатого газа на газо-
сепаратор 8, снабженный внутри несколькими переливными тарел-
ками, стекая по которым, масло отдает остатки газа. Сепаратор 8
может быть поставлен под вакуум.
Далее масло по трубопроводу (с сифоном) поступает в емкость 9
и отсюда насосами 10 и 11 вновь подается на промыватели 1.
В ходе работы масло постепенно загрязняется и качество его
ухудшается. Поэтому часть масла время от времени заменяется
свежим. Степень отработки масла определяется обычно по его
351
способности образовывать устойчивую пену. В определенных усло-
виях в течение 1 мин. встряхивают 100 мл масла и наблюдают
время распада получившейся пены, которое не должно превышать
60 сек., а у свежего масла равно 6—12 сек.
Для обеспечения длительного срока работы промывного масла
необходимо тщательно следить за освобождением циркуляцион-
ного газа от воды и увлеченного им шлама, а также внимательно
наблюдать за своевременным дросселированием каплеотбойников
циркуляционной системы.
При пуске мойки циркуляционного газа в первую очередь уста-
навливают поток газа через промыватель. Затем при помощи на-
соса 10 и обводной линии дросселирования устанавливают нормаль-
ный уровень масла в нижней части промывателя и работают таким
образом до тех пор, пока не будут введены в действие и отрегули-
рованы все контрольно-измерительные приборы. Одновременно
подготавливают к пуску детандер-машину, наполняя ее при помощи
насоса 11 с тем, чтобы оба поршня ее были спущены до крайнего
нижнего положения. Открывают вентили к емкости 6, вентили на
линии свежего масла к колонне 1 и линии отработанного масла к
машине. Регулировочный вентиль на линии отработанного масла
и вентиль на линии управления к золотнику управления 5 продол-
жают оставаться закрытыми. Постепенно открывая регулировоч-
ный вентиль к машине, устанавливают ее на заданную производи-
тельность; одновременно регулируют работу насоса 11 и открывают
вентиль на линии управления. Параллельно с пуском машины про-
изводят окончательную регулировку работы промывателей.
§ 145.	Система газовой циркуляции паровой фазы гидрогенизации
Обычно паровая фаза имеет самостоятельную газовую цирку-
ляцию. В связи с тем, что газообразование на паровой фазе зна-
чительно меньше, чем на жидкой, часто удается поддержать не-
обходимую концентрацию водорода в газе за счет растворения по-
лучающихся газов в продуктах реакции, не прибегая к масляной
промывке газа. Если таким путем не удается обеспечить необхо-
димое парциальное давление водорода, прибегают к подкачке гид-
рюра, чтобы увеличить количество продукта, в котором могли бы
растворяться газообразные углеводороды, или к сбросу части цир-
куляционного газа с вводом эквивалентного количества свежего
водорода.
Сбрасываемый газ может быть направлен либо в сеть отопитель-
ного газа, либо на переработку совместно с бедным газом гидро-
генизации. Его можно направить также в систему газовой цирку-
ляции жидкой фазы. Все эти возможности реально применялись
в промышленной практике.
Часто предварительное гидрирование и бензинирование имеют
раздельную газовую циркуляцию. Это связано с тем, что в цирку-
ляционном газе бензинирования не должно быть аммиака, в связи
с чем в систему циркуляции включается промывка газа водой.
352
Схема газовой циркуляции паровой фазы мало отличается от
схемы циркуляции жидкой фазы. Газовые циркуляционные насосы
обеспечивают перепад давления до 40—45 ат (при нормальном
перепаде около 30 ат), и производительность их составляет 65—
75 тыс. м3/час. Ход поршня машины 630 мм, число ходов 122 в
минуту, мощность мотора электропривода 550 кет.
Схема водной промывки циркуляционного газа показана на
фиг. 122.
Чистый конденсат водяного пара после охлаждения в холо-
дильнике 1 поступает в сборник 2, из которого насосами высокого
Давления 3 подается в промыватели 4 (сверху).
Фиг. 122. Схема водной промывки циркуляционного газа.
Подлежащий промывке водой циркуляционный газ поступает
из коллектора в промыватели (снизу) и после промывки напра-
вляется в блок бензинирования.
Загрязненный конденсат с уловленным из газа небольшим
количеством бензина поступает из промывателей 4 в напорный ре-
зервуар 5 и далее в сепаратор 6, где бензин отделяется от воды
(по удельному весу).
§ 146.	Дестнлляцнонные установки
Разделение бензинов и средних и тяжелых масел, а также отде-
ление от жидкого исходного сырья легких фракций производятся
на дестилляционных установках.
При работе на жидком исходном сырье требуется одна дестил-
ляционная установка для переработки сырья, т. е. отбора от него
фракций, выкипающих до 320—340°, и вторая — для переработки
гидрюра жидкой фазы. Отбираемые от сырья и от гидрюра широ-
кие фракции совместно направляются на дальнейшую гидрогени-
зацию в паровой фазе.
В большинстве случаев обе эти установки объединяют, причем
загрузкой установки в этом случае служит смесь свежего сырья
и гидрюра.
23 Зак. Л- 2242.	353
В ряде случаев из широкой фракции выделяют узкую фракцию
(180—230°) тяжелого бензина с целью извлечения из нее фенолов.
После этого фракция вновь присоединяется к суммарной широкой
фракции.
При переработке угля отпадает надобность в установке для
разгонки сырья, и жидкая фаза имеет лишь дестилляцию гид-
рюра.
Паровая фаза гидрогенизации при ее работе в две ступени
обычно оборудуется самостоятельными установками для дестил-
ляции гидрюров предварительного гидрирования и бензинирова-
ния. Так как загрузкой блоков бензинирования является смесь
средних масел обеих ступеней паровой фазы, то обе дестилляции
могут быть объединены.
Выбор схемы дестилляции зависит от ряда обстоятельств и,
в частности, от того, предполагается ли дальнейшая переработка
бензина и будет ли она раздельной для бензинов бензинирования
и предварительного гидрирования.
В зависимости от мощности завода каждая из ступеней про-
цесса может иметь различное число дестилляционных агрегатов,
причем должен быть предусмотрен необходимый резерв.
Кроме того, следует учесть, что бензины предварительною
гидрирования и бензинирования часто отбираются с различным
концом кипения. Это имеет целью получение продукта с более вы-
соким октановым числом.
Наличие резервного агрегата оправдывается тем обстоя-
тельством, что остановка всего производства в случае выхода пз
строя дестилляционной установки связана с большими потерями
и затратами.
Для обеспечения большей гибкости в работе на крупных уста-
новках обычно устанавливают агрегаты различной производитель-
ности, например, два агрегата по 100 ml час и один на 50' т[час.
§ 147.	Схема дестилляционной установки жидкой фазы
Дестилляционная установка состоит из устройств для нагрева
сырья, ректификационных колонн для разделения сырья на фрак-
ции, холодильников для охлаждения фракций, а также различных
теплообменников, сепараторов и насосов.
На фиг. 123 показана принципиальная схема одной из дестил-
ляционных установок жидкой фазы.
Гидрюр насосами 1 прокачивается сначала через ряд тепло-
обменников: пародестиллатный теплообменник 2, где сырье под< -
гревается за счет тепла паров бензиновой фракции, теплообмен-
ник 3, где идет дальнейший подогрев за счет тепла фракции сред-
него масла, остатковый теплообменник 4, где используется тепло
горячего тяжелого масла. Подогретое сырье нагревается затем
в трубчатой печи 5 обычного типа, имеющей радиантную и кон-
векционную секции нагрева. Для обеспечения более мягких усло-
вий нагрева сырье проходит сначала радиантную секцию, где
нагрев идет за счет непосредственного излучения от пламени, а
затем уже направляется в конвекционную секцию.
Из печи нагретый примерно до 320° гидрюр поступает в сред-
нюю часть ректификационной колонны 6. Весь путь до колонны
гидрюр проходит под давлением, которое постепенно падает за
счет сопротивления системы и на выходе из печи составляет 7—
9 ат. На входе в колонну сырье дросселируется до давления 0,3—
0,5 ат, причем происходит его интенсивное испарение и охлажде-
ние до 280—285°.
В колонне 6 парогазовая смесь разделяется на бензин, среднее
и тяжелое масло. Пары бензина при 120—130° выходят сверху
колонны, направляются в теплообменники 2, где охлаждаются и
частично конденсируются, и затем в холодильник 7.
Фиг. 123. Схема дестилляционной установки.
Конденсат стекает в сепаратор 11, где отделяется от воды,
и затем откачивается на склад. Часть бензина вновь подается на
колонну в качестве орошения, необходимого для нормальной ра-
боты колонны. Среднее масло, содержащее некоторое количество
бензиновых фракций, выходит при температуре 200° на несколько
тарелок выше ввода сырья и поступает в вспомогательную отпар-
ную колонну.
В нижнюю часть отпарной колонны подается пар. Масло, сте-
кая сверху вниз по тарелкам колонны, освобождается от бензино-
вых фракций, которые вместе с водяным паром возвращаются
в основную колонну 6, и при 175° выходит снизу колонны 8, затем
насосами прокачивается через теплообменники 3 и холодильники 9.
Отсюда среднее масло поступает в промежуточные емкости.
Тяжелое масло с температурой 280—285° отбирается снизу
колонны, куда для лучшего отгона паров среднего масла также
подается водяной пар. Тяжелое масло насосами прокачивается
через теплообменники 4 и холодильники 10 и поступает в промежу-
точные емкости.
23*	355
Раздельный отбор бензина и среднего масла обеспечивает более
легкое отстаивание бензина от воды и позволяет несколько снизить
расход тепла на дестилляцию.
Описанная установка оборудована колпачковыми колоннами
и радиантно-конвекционной трубчатой печью. Во многих случаях
используются насадочные колонны и печи чисто конвекционного
типа, выполненные так же, как нагревательные печи блоков высо-
кого давления, из ребристых вертикально расположенных шпилек.
Во многих случаях вся широкая фракция отбирается сверху
колонны, а ее конденсация ведется по частям: сначала конденси-
руются более тяжелые, затем более легкие фракции. Такое разде-
ление позволяет иметь более легкое по составу орошение для ко-
лонны, облегчает отделение бензина от воды и улучшает схему
теплообмена.
Как указывалось при описании установки, температура в ко-
лонне составляет вверху 125°, внизу 280—285°, на выходе в вспомо-
гательную колонну 200°. Все эти температуры ниже температурных
границ кипения соответствующих фракций (бензин до 160—170°,
среднее масло до 320—340°). Возможность отбора фракций при
пониженных температурах связана с подачей и присутствием в ко-
лонне водяного пара.
На случай аварий и неполадок дестилляционные установки
снабжаются аварийными емкостями, куда можно слить все коли-
чество продуктов, заполняющих аппаратуру установки. К нагре-
вательным печам подведены пар и инертный газ и предусмотрена
возможность продувки паром также и нагревательных труб печи.
§ 148.	Дестилляционные установки паровой фазы
Дестилляционные установки паровой фазы по схеме производ-
ства аналогичны установкам для жидкой фазы. На дестилляцию
поступает здесь более легкий продукт и температура, до которой
он должен быть подогрет, значительно ниже, чем температура
подогрева в случае жидкофазной дестилляции. Поэтому во многих
случаях на установках дестилляции паровой фазы вместо нагре-
вательных печей ставят паровые трубчатые нагреватели.
При подогреве сырья в системе теплообмена испаряются наи-
более легколетучие части сырья, а также выделяются растворен-
ные в нем углеводородные газы. Для разгрузки основной колонны
от лишней газовой нагрузки эти легколетучие части иногда подают
на отдельную вспомогательную колонну. Колонна снабжается
обычно верхним парциальным конденсатором, обеспечивающим
подачу орошения. Конденсат из нижней части колонны по сифон-
ному устройству перетекает в основную колонну, а несконденси-
ровавшаяся часть после парциального конденсатора идет к газовому
холодильнику.
Здесь происходит дополнительная конденсация легкого бен-
зина, который в сепараторе отделяется от воды и несконденсиро-
вавшихся газов и присоединяется к основному количеству бензина.
356
Вода объединяется с прочими сточными водами и направляется
на очистку. Несконденсировавшийся газ отводится в сеть бога-
того газа.
Как и на жидкой фазе, здесь применяются колпачковые или
насадочные колонны. Теплообменники и холодильники в боль-
шинстве случаев используются кожухотрубчатой конструкции,
составленные из одинаковых стандартных секций.
Дестилляция ведется под небольшим избыточным давлением —
в несколько десятых атмосферы.
§ 149.	Промывка и стабилизация бензина
Получаемые с дестилляционных установок бензины содержат
сравнительно большое количество растворенных сероводорода и
легких углеводородов. Количество сероводорода в пересчете на
серу составляет в этих бензинах до 0,1% по весу. Наличие серо-
водорода в бенйине не допускается, так как приводит к прежде-
временной порче моторов и появлению отложений на клапанах и
других их частях. Наличие в бензине избытка легких углеводородов
также нежелательно, так как они могут приводить к возникнове-
нию неполадок, связанных с образованием газовых пробок в системе
подачи бензина к мотору.
В силу этого бензин подвергается промывке и стабилизации.
При промывке бензин освобождается от сероводорода и некоторых
других нежелательных примесей, а при стабилизации из него
удаляются избыточные количества легких углеводородов, и бен-
зин «устанавливается» на заданную заранее упругость паров.
Промывка бензина производится 10—15%-ным раствором едкого
натра, который отмывает, кроме сероводорода, остающиеся еще
в бензине кислородные соединения. Обычно бензин смешивается
с раствором щелочи в специальных смесителях, после чего про-
исходит разделение в сепараторах, откуда раствор щелочи вновь
возвращается на смешение, а бензин идет на водяную промывку.
В систему непрерывно подается некоторое количество свежего
раствора и отводится часть отработанного. Так же работает и сту-
пень водной отмывки, где бензин освобождается от увлеченной им
щелочи. Потери бензина при промывке обычно не превышают 0,3%.
Часто применяются более простые установки, где бензин про-
пускается через промыватель, наполненный раствором щелочи.
Периодически, по мере его отработки, раствор заменяется свежим.
В таком же промывателе бензин затем промывается водой.
Иногда перед щелочной мойкой бензин освобождается от основ-
ной части содержащегося в нем сероводорода путем продувки
газом. Продувка бензина осуществляется в насадочных скруббе-
рах, причем для продувки могут быть использованы газы стабили-
зационной установки, которые затем вместе с богатым газом напра-
вляются на дальнейшую переработку.
Установка стабилизации представляет собой по существу обыч-
ную дестилляционную установку с тем лишь отличием, что процесс
357
проводится под давлением в 5—6 ат. Это необходимо для того,
чтобы можно было сконденсировать верхний продукт из колонны,
не прибегая к искусственному охлаждению.
Обогрев колонны производится путем подачи глухого пара
в расположенные в нижней ее части трубчатые подогреватели.
Стекающий с нижней части колонны стабильный бензин отпра-
вляется в складские емкости. Выходящие сверху колонны легкие
фракции, состоящие частично из пропана и бутанов, частично из
более легких газов, проходят конденсаторы, холодильники и затем
сепаратор.
Отсюда несконденсировавшиеся газы поступают непосредственно
или через колонну отдувки сероводорода в сеть богатого газа.
Конденсат из сепаратора частично подается на орошение колонны,
частично направляется на использование.
Температура верха колонны составляет 50—60°, а низа —
около 150°.
Глава XV
ГАЗЫ ГИДРОГЕНИЗАЦИИ И ИХ ПЕРЕРАБОТКА. ОБЩАЯ
СХЕМА ЗАВОДА ИСКУССТВЕННОГО ЖИДКОГО ТОПЛИВА.
МАТЕРИАЛЬНЫЕ БАЛАНСЫ ГИДРОГЕНИЗАЦИИ.
КАТАЛИЗАТОРЫ
§ 150.	Газы гидрогенизации
В ходе процесса гидрогенизации происходит образование боль-
шого количества газов. Основную массу этих газов составляют
легкие парафиновые углеводороды — метан, этан, пропан и бу-
таны (нормальный и изобутан). Наряду с этим происходит образо-
вание окиси углерода, углекислоты, аммиака, сероводорода. Кроме
того, сравнительно значительные количества метана, окиси угле-
рода, углекислоты и азота вводятся в процесс с техническим водо-
родом.
Все эти газы тем или иным путем должны непрерывно выво-
диться из системы циркуляции, иначе, накапливаясь в циркуля-
ционном газе, они приведут к снижению концентрации и парци-
ального давления водорода и расстройству процесса.
На жидкой фазе часть газов растворяется в шламе, часть в гид-
рюре, а часть остается в циркуляционном газе и удаляется из неге
промывкой поглотительным маслом. На паровой фазе в большин-
стве случаев удается при обеспечении сохранения необходимой
концентрации водорода обойтись без масляной промывки газа.
Меньшее газообразование паровой фазы и повышенная раствори-
мость газов в более легких продуктах гидрогенизации позволяют
добиться достаточно полного их удаления за счет растворения
в гидрюре,
Вместе с компонентами газообразования и примесями к техни-
ческому водороду в продуктах гидрогенизации и промывочном
масле растворяется значительное количество водорода, составляю-
щее до 30 —35% от суммарного его расхода.
При последующей переработке шлама, гидрюров и промывного
масла растворенные газы выделяются в виде «бедного» и «богатого»
газов. При сбросе давления из жидких продуктов сначала выде-
ляются преимущественно газы, обладающие меньшей раствори-
359
местью, — метан, окись углерода, азот, водород. Затем постепенно
выделяются и более растворимые газы — этан, пропан, бутан.
Растворимость газа в том или ином продукте характеризуют
обычно его коэффициентом растворимости, который выражается
либо в м31т1ат, либо в м3/м3/ат и показывает, сколько кубиче-
ских метров газа растворяется в 1 т или 1 м3 растворителя при
повышении давления (парциального давления) данного газа на
1 ат. Коэффициенты растворимости ряда газов в различных про-
дуктах приведены в табл. 53.
Таблица 53
Коэффициенты растворимости различных газов в угольном гидрюре
и других продуктах (в м^т/ат)
Компоне нты газа	Жидкая фаза			Паровая фаза	
	ш лам	гидрюр	промывочное масло	предвари- тельное гидрирова- ние	разложе- ние
Н2 		0,09	0,05	0,07	0,10	0,15
СО, N„		0,08	0,06	0,093	0,16	0,26
СО2, H2S		0,52	0,6	1,51	3,0	5,75
Ci		0,15	0,16	0,36	0,6	0,96
			0,29	0,64	0,93	2,17	7,34
		0,30	1,45	1,40	5,06	11,49
с4		0,27	5,5	4,07	13,86	30,65
	0,30	15,0	11,60	17,00	37,0
Практически сброс давления, или дросселирование обычно осу-
ществляется в две ступени. В I ступени давление снижается с 700
(300) ат до 25—40 ат, в результате чего выделяется бедный газ, в
состав которого входят главным образом т азы, обладающие меньшей
растворимостью: окись углерода, водород, азот, метан и сравни-
тельно небольшое количество других углеводородных газов. Во
II ступени при снижении давления с 25—40 ат до 1—3 ат вы-
деляется богатый газ, состоящий в основном из углеводородов —
этана, пропана и бутанов.
При переработке газа важно, чтобы богатый газ был возможно
богаче, т. е. содержал наибольшее количество углеводородных
компонентов. В то же время важно, чтобы в него перешла воз-
можно большая доля от общего количества С2, С3 и С4 (этана,
пропана и бутанов), имеющихся в газах гидрогенизации.
Выбирая слишком низкое давление дросселирования для
I ступени, мы получаем очень богатый газ, но его будет мало и в
него перейдет лишь небольшая часть С2, С3, С4. Наоборот, при
слишком высоком давлении для I ступени дросселирования степень
перехода С2, С3, С4 в богатый газ будет велика, но газ будет чрез-
мерно разбавлен, обеднен другими составляющими.
360
Опыт практической работы и расчет показывают, что обычно
наиболее благоприятные результаты получаются при промежу-
точном давлении дросселирования (т. е. в I ступени) в интервале
25—40 ат.
Газы гидрогенизации выделяются при ступенчатом дроссели-
ровании не полностью, и часть их остается растворенной. Эта часть
выделяется в небольших количествах при хранении продуктов
и главным образом при дестилляции гидрюров и стабилизации
бензина. Все эти газы присоединяются для совместной переработки
к богатому газу.
В табл. 54 даны примерные составы богатого и бедного газов
по данным одного из заводов (столбцы 2, 3), а также примерные
границы составов бедного и богатого газа (столбцы 4, 5).
Таблица 54
Примерный состав газов гидрогенизации каменного угля
(в %) и примерные границы составов бедного и богатого газов
Компоненты	Бедный газ	Богатый газ	Бедный газ	Богатый газ
1	2	3	4	5
NH,	0,22	0,71			
Н,	61,50	7,86 1		
n2	6,26	1,87	60—70	— 10
со	3,03	0,65 J		
H.S	0,22	1,69	До 1,0	До 10—15
сб2	0,24	0,53	——	—
сн4	20,16	8,74	20-25	8—20
с2н.	5,67	14,52	5—10	10—20
С3Н8	2,23	25,68	2—5	20—30
С4Н10	0,33	26,37	0,5—2,0	20-30
С5Н12	0,14	11,38	0,1—0,4	До 15
Примерное распределение углеводородных компонентов газо-
образования дано в табл. 55.
Таблица 55
Примерное распределение углеводородных компонентов
газообразования (%)
Процессы	Ci	с2	Сз	всего	с4 % изосоеди- нений
Жидкая фаза (уголь, смола, тяже-
лые остатки) ....................
Предварительное гидрирование . .
Бензилирование ..................
Ароматизация...................
25
15
2
20
22
12
1
26
32
33
22
32
21
40
75
33
10—30
50
7э
35—40
361
Вместе с компонентами, которые в нормальных условиях нахо-
дятся в газообразном состоянии, в газы попадает и часть легких
бензиновых фракций — пентана и других углеводородов. Эти
летучие углеводороды в ходе переработки газов гидрогенизации
выделяются в виде так называемого газового бензина.
Примерные составы различных газов гидрогенизации, а также
условные расчетные составы, исходя из предположения, что угле-
водороды С3, С4 и С5 полностью переходят в газ, приведены в при-
ложении 1. В действительности часть их, как указано выше,
остается в жидких продуктах и поэтому газы дросселирования ока-
зываются несколько менее «богатыми», особенно для процесса в
паровой фазе.
§ 151.	Общая схема переработки газов гидрогенизации
Переработка бедного газа. Схема переработки
газов гидрогенизации может в разных случаях значительно видо-
изменяться. Бедный газ часто используют в значительной части
богатый газ
жидкой (разы
Прочие бога
тые газы
Компрессия
К гидрюру	д—у
Очистка от
H.S.CO,
бедный газ
Органическая
сероочистка^
Нг3,
\0чисткаот
^\серыи\С02
со? I
ючисткс
Очистка от ЛПрсаися.
\>S fP
та пение газ. бензина
Доочистка от 'fySuCOz
Ц—г—'	Остаточный газ
С,-Сг
___
Конвер-
сия
т
' На конверсию
I окисиуглерода
Промеж фракция
в топочный газ
Фиг. 124. Схема переработки газов гидрогенизации.
как отопительный без какого-либо разделения на компоненты.
Богатый газ в зависимости от дальнейшего его использования
подвергается переработке с получением более или менее чистых
фракций индивидуальных углеводородов, либо с получением фрак-
362
ций, содержащих наряду с целевыми также и соседние углеводо-
роды.
Последующее описание составлено применительно к полной
переработке как богатого, так и бедного газа с извлечением и воз-
вращением в процесс растворенного водорода.
Общая принципиальная схема переработки представлена на
фиг. 124.
Суммарный богатый газ подвергается разделению с выделением
из него бутановой, пропановой и этановой фракций. Остаточный
газ присоединяется к бедным газам и перерабатывается с ними
вместе.
Бедный газ, очищенный от H2S и СО2, поступает на установку
глубокого охлаждения. Здесь в первую очередь сжижается угле-
водородная часть газа С3—С4. Эта фракция присоединяется к бога-
тому газу для переработки и разделения на компоненты.
Далее производится сжижение метана, азота и окиси углерода
с получением в остатке технически чистого водорода, который и
возвращается в процесс.
На той же схеме показана другая возможность: суммарный
бедный газ после его очистки вместе с остаточным газом перера-
ботки богатого газа поступает на установку конверсии углеводо-
родных газов. При этом отпадает необходимость разделения бед-
ных газов, но при желании более полного использования углеводо-
родов С3—С4 можно произвести их извлечение из бедного газа, для
чего достаточно сравнительно умеренного охлаждения.
В последующем схема переработки богатого газа описана более
подробно.
§ 152.	Переработка богатого газа
Богатый газ, перед тем как он поступает на переработку, осво-
бождается от сероводорода, углекислоты и органической серы,
а также содержащихся в нем паров бензина. Предварительно газ
сжимается до 2,0—2,5 ат и охлаждается. Получаемый при этом
жидкий продукт после очистки его от серы присоединяется к гид-
рюру предварительного гидрирования, а газ поступает на очистку
от серы и СО2.
На заводах гидрогенизации для удаления сероводорода и С02
широко использовалась алкацидная очистка, но метод этанолами-
новой очистки имеет значительные преимущества.
После удаления сероводорода и СО2 производится очистка
газа от органической серы, для чего часто используют окисные
железные катализаторы. Затем газ снова очищается от сероводо-
рода, полученного при разложении органических соединений серы.
Как богатые газы паровой фазы, так и газы, получаемые с де-
стилляционных установок и стабилизации, обычно почти не со-
держат органической серы. Поэтому обе ступени сероочистки
проходят большей частью лишь богатые газы жидкой фазы, а все
остальные богатые газы присоединяются к первым уже после их
очистки от органической серы.
363
После окончательной отмывки раствором NaOH or сероводорода
и остатков СО2 суммарный богатый газ с добавкой пропан-бута-
новой фракции, полученной с установки разделения бедного газа,
сжимается до 6—15 ат и для полного удаления из него легких
WWAWA}
бензиновых фракций про-
ходит специальный агре-
гат, представляющий собой
работающую под давлением
дестилляционную уста-
новку.
На одном из заводов
такой агрегат имел наса-
дочную колонну высотой
28 м, заполненную наса-
дочными кольцами и снаб-
женную дефлегматором.
Газ подавался в колонну
под давлением 15 ат на
уровне 20 м от низа. Обо-
грев колонны производил-
ся паровым нагревателем
(кипятильником). Агрегат
давал возможность полу-
чения газа, не содержа-
щего С5 и газового бензи-
на
го
GT
8 t-~
i
и технически свободно-
от бутана.
После промывки водой
остающихся еще в газе
следов аммиака газ после
окончательного сжатия до
20—25 ат или под преж-
ним давлением направляет-
ся на установку разделе-
ния газов.
Схема установки, пред-
ставляющей собой по суще-
ству работающую под да-
влением и при низких тем-
пературах дестилляцион-
ную установку, дана на
фиг. 125.
Газ, состоящий из мета-
на, этана, пропана, бутана,
водорода, азота и небольшого количества окиси углерода, через ура-
внительную емкость 1 поступает при 30° на бутановую колонну 2 с
30 сетчатыми тарелками, В верхней части колонны при помощи
аммиачного холодильника поддерживается температура -)-6о, а
в нижней при помощи парового нагревателя -J-900. Снизу колонны
364
отбирается бутан, который практически не содержит пропана, и
поступает на холодильник 3. Остаточный газ выходит с верха ко-
лонны и через силикагелевые осушители 4 поступает на пропано-
вую колонну 5, также снабженную 30 сетчатыми тарелками. Тем-
пература верха этой колонны при помощи аммиачного холодиль-
ника держится на уровне минус 45°, а температура низа при помощи
парового подогревателя на уровне плюс 40°. Снизу колонны отби-
рается 97%-ный пропан, часть которого подается насосом 12
на орошение бутановой колонны 2. Остаточный газ с верха колонны
проходит силикагелевый осушитель 6, систему теплообменников 7
и с температурой приблизительно минус 70° поступает в этановую
колонну 8 с одиннадцатью сетчатыми тарелками. Температура
низа колонны составляет минус 25°, верха — минус 90°. Охлажде-
ние верха колонны производится за счет дросселирования и испаре-
ния этана. Для обратной компрессии этана установка имеет трех-
ступенчатый компрессор 9, сжимающий его до 22 ат, с холодиль-
ником 10 и каплеотбойником 11.
Холодный этан с верха колонны проходит теплообменники 7
и 13, где он охлаждает часть поступающего на этановую колонну
газа и циркуляционный этан, поступающий с компрессора. Оста-
точный газ с верха колонны дросселируется, затем сначала охлаж-
дает другую часть идущего на этановую колонну газа, а потом
используется для переохлаждения аммиака. После этого остаточ-
ный газ подогревается в паровых нагревателях 14 и используется
(в случае, если он не идет на разделение вместе с бедным газом)
для сушки силикагелевых осушителей.
Сжатый компрессором охлажденный в теплообменнике 13 этан
поступает в змеевик в нижней части колонны, а затем дроссели-
руется в ее верхнюю часть. Отбираемый снизу колонны 96%-ный
этан также дросселируется и для использования его холодосодержа-
ния пропускается через теплообменники (не показанные на фигуре).
Основное количество бутановой фракции с газоразделительной
установки направляется на установку разделения бутанов. Па
этой установке технический бутан разделяется на 95%-ный нор-
мальный бутан и 85—90%-ную изобутановую фракцию.
Бутаноразделительная установка имеет две колонны, на одной
из которых отделяется пропан, а на другой происходит собственно
разделение бутанов.
Сырой бутан в паровом нагревателе подогревается сначала
до ~ 70° и подается под давлением 15—20 ат в середину
колонны — депропанизатора. На одной из бутаноразделительных
установок имелась насадочная колонна высотой 17 м, снабженная
паровым кипятильником. Температура низа колонны ~ 104°,
верха ~ 60°. Пропан выходит сверху колонны, конденсируется и
охлаждается, затем из промежуточной емкости частью подается
на орошение, частью направляется в складские емкости.
Изобутан из кипятильника при температуре ~ 50° подается
в 30-метровую бутановую колонну, работающую под давлением
7 ати. Температура низа колонны при помощи выносного кипя-
365
тильника поддерживается равной 69°, верха (при подаче ороше-
ния) — 55°.
Оба продукта проходят холодильники и через промежуточные
емкости направляются для дальнейшего использования.
§ 153.	Производство и компрессия водорода
Покрытие потребности гидрогенизационных комбинатов в водо-
роде производится различными методами и по различным схемам.
При наличии достаточно полной переработки газов гидрогениза-
ции часть водорода получается путем разделения газов с возвратом
в процесс растворенного водорода. Часть потребности в водороде
покрывается за счет конверсии углеводородных газов, для чего
могут быть использованы метан и частично этан и пропан.
Нормально при налаженном цикле работы на конверсию должен
поступать лишь метан, так как этан и пропан более целесообразно
использовать как исходный материал для органических синтезов.
Этан после переработки на этен может быть использован для произ-
водства синтетических смазочных масел, для синтеза этилового
спирта. Пропан может быть использован в виде жидкого газа как
полноценное моторное горючее или после переработки на пропен
и этен для производства алкилатов, спиртов и масел.
Что касается бутанов гидрогенизации, то они обычно исполь-
зуются для производства алкилатов, частично как моторное топливо
в виде жидкого газа и как сырье для промышленности органиче-
ского синтеза.
Недостающее количество водорода получается обычно либо
конверсией водяного газа, либо разделением коксового газа при
наличии такового.
В зависимости от принятой схемы снабжения завода водородом,
а также в зависимости от условий процесса по различному проводят
и компрессию водорода. В случае отсутствия на заводе установок
для полной переработки гидрогенизационных газов и снабжении
завода водородом за счет конверсии или разделения коксового
газа и работе при давлении 300 ат компрессия водорода до рабо-
чего давления ведется пяти- или шестиступенчатыми компрессорами
производительностью до 15 000 нм3{час каждого. После соответ-
ствующих ступеней компрессора исходный газ проходит отмывку
от углекислоты и окиси углерода, возвращаясь затем на последую-
щие ступени сжатия.
При наличии на заводе полной переработки усложняется соот-
ветственно и схема компрессии водорода. Это связано как с раз-
ной чистотой водорода, получаемого из различных источников,
так и с тем, что часть водорода может получаться под давлением
непосредственно в процессе производства. Схема компрессии услож-
няется также и при применении различных давлений в жидкой п
паровой фазах процесса
При больших масштабах производства целесообразно сжать
весь водород до 300 ат и дожать затем до 700 ат водород для жид-
366
кой фазы гидрогенизации в одноступенчатых дожимных компрес-
сорах. В отдельных случаях при небольших сравнительно мас-
штабах производства и нежелании иметь два типа компрессоров
весь водород может быть сжат до конечного давления, после чего
часть его дросселируется (для паровой фазы). Затрата энергии
на эту излишнюю работу сравнительно невелика.
Современные водородные и дожимные компрессоры снабжа-
ются обычно электроприводом. В качестве примерной характери-
стики этих машин можно привести следующие данные одного из
заводов.
Водородный компрессор имеет 6 ступеней с дав-
лением по ступеням — 0,98; 2,5; 11,8; 27,6; 78; 322 ат. Одна из
ступеней (4-я) является уравнительной, т. е. распределяет нагрузку
поровну между двумя половинами компрессора, выполненного в
виде сдвоенной машины с расположенным в средней части махови-
ком и приводным мотором. Производительность компрессора по
всасу 15 000 нм3/час, по нагнетанию 10 000 нм3/час. Мотор син-
хронный мощностью 4000 кет. Ход поршня 1000 мм.
Дожимной компрессор имеет одну ступень и повы-
шает давление с исходных 325 ат конечных 700 ат. Компрессор
имеет два плунжера диаметром 90 мм и делает 147 оборотов в ми-
нуту. Производительность 10 250 нм3/час. Привод через редуктор;
мотор асинхронный мощностью 600 кет.
§ 154.	Материалы для аппаратуры и коммуникаций высокого
давления
Процесс деструктивной гидрогенизации проводится в очень
тяжелых для оборудования условиях. Давление составляет 300—
700 ат, температура доходит до 500°. Горячий водород под высо-
ким давлением способен разрушать металл аппаратуры. На жид-
кой фазе возможна также значительная эрозия, т. е. механический
износ, истирание, за счет присутствующих в сырье твердых частиц.
Переработка сернистого сырья приводит к усиленной коррозии
вследствие присутствия сернистых соединений.
Все эти условия заставляют предъявлять высокие требования
как к материалам и конструкции, так и к качеству монтажа и изго-
товления машин, оборудования и коммуникаций высокого давления.
В части изготовления машин и аппаратуры трудности усугуб-
ляются необходимостью создания агрегатов, аппаратов и машин
большой мощности и производительности, так как малого размера
установки, снабженные мелкой аппаратурой, значительно менее
экономичны и дают более дорогой продукт, чем крупные заводы,
для которых требуется и соответствующее оборудование.
Возникающие трудности можно иллюстрировать на примере
реакционной колонны высокого давления. Обычная колонна на
давление 700 ат имеет корпус, который после окончательной обра-
ботки весит ПО т. Размеры его: длина 18 м, диаметр в свету 1,0 м,
толщина стенок 0,205 м.
367
Корпус изготовляется из поковки, которая весит около 160 т,
а вес исходного слитка доходит до 180—200 т. По всей толщине
стенки колонны должны быть обеспечены однородная структура и
высокие механические свойства металла, для чего необходима
специальная термическая обработка. Все эти требования могут
быть выполнены только при условии высокой культуры производ-
ства и максимально просюй конструкции корпуса без всяких
утолщений и выступов.
Хотя конструктивное оформление корпусов аппаратов высокого
давления может быть решено различными путями, а именно: 1) в
виде сплошной поковки, 2) в виде двух и многослойных цилиндров,
3) навивкой ленты на внутреннюю центральную трубу, тем не ме-
нее практически все аппараты высокого давления вплоть до настоя-
щего времени представляют собой сплошные поковки. Практика
показала, что сплошная поковка оказывается легче и дешевле, чем
двуслойная или многослойная конструкция, а конструкция со
спирально свернутой лентой хотя и обладает рядом существенных
достоинств, но не проверена достаточно в условиях длительной
работы и не получила еще широкого распространения.
Для устранения возможности перегрева металла корпусов
аппаратов высокого давления, таких, как реакционные колонны
и др., они покрываются изнутри слоем теплоизоляционного мате-
риала.
Футеровочный материал, используемый для теплоизоляции
аппаратов высокого давления, должен удовлетворять следующим
требованиям:
1)	иметь высокую механическую прочность, обеспечивающую
длительный срок работы;
2)	иметь возможно низкую теплопроводность и коэффициент
линейного расширения, составляющий не менее 45—50% коэффи-
циента линейного расширения металла;
3)	быть стойким к изменениям давления и температуры;
4)	быть инертным по отношению к сырью и продуктам реакции.
Первоначально в качестве футеровочного материала приме-
няли диатомит, однако он не удовлетворяет требованиям из-за
низкой прочности и низкого коэффициента расширения. Цемент -
асбестовая смесь склонна к растрескиванию при температурах,
превышающих 480°, и требует применения особых сортов асбеста,
ресурсы которых ограничены.
Широкое распространение получили плитки легковесного ша-
мота. Они обычно имеют размер 250x150 мм и толщину 34 и 25 мм.
Для обеспечения плотности швов кромка плиток делается фасонной.
Наиболее оправдавший себя сорт легковесного шамота имеет
объемный вес 0,885, пористость 64% и коэффициент теплопровод-
ности в водороде при 75° и давлении 1, 100 и 700 ат соответственно
0,435, 0,520 и 0,810 кал!м °C. Материал должен быть мелкопори-
стым. Заполнение швов производится глиноземистым цементом.
Большие трудности вызывает уплотнение машин и аппаратов
высокого давления. Сальники компрессоров, газовых циркуля-
368
лионных насосов, пастовых и сырьевых насосов, сальниковые
уплотнения теплообменников относятся к наиболее капризным
и склонным к неполадкам элементам всей схемы.
Наибольшее количество соединений, требующих уплотнения,
приходится на коммуникации высокого давления. Тяжелые усло-
вия работы не дают возможности прибегать здесь к обычным мето-
дам сварки и гнутью труб. Сварка применяется лишь на прямых
участках и производится электропрессовым методом с обязатель-
ной последующей термообработкой. Таким образом, изготовляют
трубы нагревательных печей высокого давления и вертикальные
участки коммуникаций, соединяющих колонны и теплообменники.
Все фасонные части, как правило, изго-
товляются из специальных поковок и сое-
диняются на винтовых фланцах. Высокое
давление системы не позволяет обеспечить
плотность соединений обычным путем, т. е.
использованием прокладок, зажимаемых
между фланцами. Вместо прокладок поль-
зуются обычно линзовыми соединениями,
эскиз которых показан на фиг. 126.
Подлежащие соединению трубы имеют
наружную резьбу, на которую наверты-
ваются фланцы. Обе резьбы должны быть
выполнены очень точно, так как на флан-
цах создаются большие отвертывающие
Флг. 126. Линзовое сое-
динение.
усилия, которым они должны противо-
стоять.
Концы труб обработаны на конуса,
обращенные вершинами внутрь труб. Ме-
жду конусами зажимается линза, представляющая собой кольцо,
у которого нижняя и верхняя поверхности обработаны по
шару. Теоретически шар пересекается с конусом по окружно-
сти, и, таким образом, уплотнение достигается касанием по
линии (или в разрезе в одной точке), а не по поверхности.
Это обеспечивает возможность некоторого углового смещения
соединяемых труб, так как характер касания конуса и шара при
этом остается тем же. Одновременно это предъявляет особенно
высокие требования к качеству обработки уплотняющих поверх-
ностей. Последние должны быть тщательно отшлифованы и не
иметь каких-либо царапин и неправильностей.
Уплотнительные линзы применяются двух типов. На коммуни-
1 — фланец; 2 — труба; Л —
линза.
кациях малых диаметров и на холодных коммуникациях приме-
няются сплошные линзы, показанные на фиг. 126. Для горячих
коммуникаций значительных диаметров, которые должны обладать
значительной эластичностью, для т го чтобы иметь возможность
воспринять температурные деформации, применяют линзы спе-
циального типа с внутренней полостью.
Коммуникации высокого давления должны быть совершенно
плотны. Здесь нельзя допускать даже малейшего просачивания
24 Зак. № 2242.
369
или пропуска, допустимых, например, для обычных паровых комму-
никаций. Жесткие требования к плотности связаны с тем, что
водород образует с воздухом сильно взрывчатые смеси и что газы
гидрогенизации содержат ядовитые компоненты. Однажды возник-
шие небольшие неплотности быстро делаются крупными, причем
ликвидировать их подтягиванием болтов нельзя.
Для обеспечения правильной сборки соединений все детали
их — трубы, фланцы, линзы, болты и гайки — снабжаются
специальной маркировкой, которая указывает тип материала и
область его применения.
По типу линз делают также и заглушки, которые устанавли-
ваются по мере надобности в коммуникациях при останов-
ках, ремонтах, переключениях и т. л. Места установки за-
глушек всегда отмечаются при помощи жестяных флажков или
бирок.
Запорные органы так же, как и фасонные части, устанавли-
ваются на линзовых соединениях, причем в практике высокого
давления широко применяется установка последовательно двух
запорных органов с возможностью дросселирования расположен-
ного между ними участка. Таким путем обеспечивается надежное
отключение или перекрытие линии, что во многих случаях имеет
большое значение.
При хранении, транспортировке, ремонтах и г. п. чистоте и
сохранности уплотняющих поверхностей должно уделяться осо-
бенное внимание. Необходимо также самым внимательным обра-
зом следить за соответствием выбранных деталей условиям их
работы. Для этого необходимо, чтобы весь персонал был детально
ознакомлен с маркировкой и знал, какая марка для каких условий
может быть использована.
В качестве материалов для аппаратуры и коммуникаций высо-
кого давления используются различные легированные стали,
содержащие хром, молибден, никель и ванадий. Добавка к обыч-
ным углеродистым сталям хрома значительно снижает интенсив-
ность водородной коррозии при повышенных температурах. Меха-
ническую прочность в условиях высоких температур значительно
увеличивает небольшая (до 0,5%) присадка молибдена и вольфрама.
Присадка никеля сказывается в этом отношении неблагоприятно,
но при одновременном наличии молибдена это вредное влияние
устраняется.
Данные исследовательских работ и промышленной практики
позволяют считать, что устойчивыми к водородной коррозии явля-
ются: при температурах до 100° — углеродистые и все легированные
стали; при температурах до 250° — хромистые стали с 1% хрома:
до 400° — хромистые стали с 2,5—3,5% хрома; 400—500° — хромис-
тые стали с 4—6/о хрома и аустенитовые хромоникелевые стали
типа «18-8» (1896 Ст, 8% Ni).
Во всех случаях для повышения сопротивляемости действию
высоких температур необходима присадка небольших количеств
молибдена или вольфрама (до 0,5%).
370
Для деталей значительного размера в целях улучшения их пове-
дения при ковке желательна присадка ванадия или никеля и не-
обходима присадка до 0,5% молибдена.
Большинство сталей, применяемых для изготовления аппара-
тов высокого давления, относятся к средне- и низколегированным
и их высокая механическая прочность достигалась специальной
термообработкой. Это обстоятельство необходимо учитывать при
эксплуатации. Так, например, при сильном охлаждении зимой
металла аппаратуры (ниже минус 20°) недопустимо нагружать его
высоким давлением без предварительного прогрева. При пожаре
во избежание изменения структуры металла тушение водой или
йеной не допускается, а необходимо использовать инертный газ.
§ 155.	Хранение газов и жидких продуктов
В ходе производственного процесса гидрогенизации получается
значительное количество газов и различных промежуточных про-
дуктов. Для их хранения, а также для смешения различных про-
дуктов, для хранения сырья и вспомогательных материалов и гото-
вой продукции предусматриваются многочисленные склады, газ-
гольдеры и складские емкости.
В случае переработки угля завод имеет угольный склад, рас-
считанный на храпение нескольких десятков тысяч тонн угля.
Склад оборудуется системой транспортеров и перегрузочными
мостами. При работе на жидком исходном сырье для хранения
сырья сооружаются складские емкости с паровым обогревом, кото-
рые обваловываются, ограждаются защитными стенками и рас-
полагаются на предписываемом правилами техники безопасности
расстоянии от прочих цехов и объектов. Складские емкости обслу-
живаются обычно специальной насосной установкой.
Хранение промежуточных продуктов, т. е. средних масел жид-
кой и паровой фаз, сырых бензинов, масел фугования и шве-
левання, производится на складах промпродуктов, которые распо-
лагаются возможно ближе к цехам высокого давления и дестил-
ляцпопным установкам с тем, чтобы сократить длину коммуни-
каций.
Наряду со складскими промежуточными емкостями устанавли-
ваются емкости, в которых производится смешение продуктов;
таковыми являются емкости для смешения компонентов затироч-
ного масла (т. е. масла фугования, масла полукоксования шлама
и тяжелого масла дсстилляции гидрюра), для смешения средних
масел и бензинов предварительного гидрирования и бензинирова-
ния. Наличие таких емкостей позволяет обеспечить хорошее сме-
шение продуктов и давать на последующие операции равномерный,
постоянного состава, продукт, что очень важно для нормальной
работы.
Суммарный объем складских емкостей для хранения про-
межуточных продуктов значителен и составляет около 50 м3
на 1000 nt годовой производительности завода.
24*
371-
Склады промежуточных продуктов снабжаются насосными уста-
новками, при помощи которых производится перекачка продуктов.
Как правило, в непосредственной близости от складов распо-
лагают сепараторы низкого давления, где происходит сброс
давления (II ступень) с гидрюра. Обычно на каждый блок жидкой
фазы ставят один сепаратор. На паровой фазе иногда один сепаратор
обслуживает два блока.
Удельная нагрузка сепаратора по гидрогенизату составляет
в среднем 1,5 т[м\
Выделяющиеся бедные газы (особенно жидкой фазы) содержат
некоторое количество СО2 и NH3, которые могут образовать
карбонат аммония, отлагающийся в коммуникациях, что приводит
к их забивке.
В связи с этим газы подвергаются промывке водой и только
после этого направляются на очистку от сернистых соединений
и последующую переработку.
Для хранения готовых продуктов обычно предусматриваются
отдельные склады, при которых устраиваются эстакады для налива
железнодорожных цистерн и автоцистерн.
При складах готовой продукции устраивают также смеситель-
ные станции, где производится смешение компонентов товарного
бензина и добавка к нему антидетонатора, антиокислителей и кра-
сителей для придания окраски.
Хранение газообразных продуктов производится в многочислен-
ных газгольдерах. Номенклатура подлежащих хранению газов
довольно обширна и охватывает: отопительный газ, нуль-водяной
газ, конвергированный водяной газ, технический водород, бедные
газы гидрогенизации, богатые газы гидрогенизации, инертный
газ (углекислота, азот,) сероводород, этан, пропан, бутаны.
Для некоторых из этих газов необходимо иметь газгольдеры
весьма большой емкости. Общая емкость газгольдеров крупного
гидрогенизационного завода составляет несколько сот тысяч куби-
ческих метров.
Для хранения постоянных газов используются газгольдеры
обычных типов, переменного объема. Углеводородные газы хра-
нятся обычно в газгольдерах постоянного объема под давлением,
а пропан и бутан хранятся в жидком виде.
§ 156.	Общая схема завода искусственного жидкого топлива
На фиг. 127 представлена общая принципиальная схема завода
искусственного жидкого топлива. Схема составлена применительно
к переработке каменного угля на легкий бензин с концом кипе-
ния 150°. При этом расход угля (влажностью (И71*) 10% и золь-
ностью (4е) 5%) составляет около 2,25 mjm бензина.
Потребность завода в водороде составляет около 2500 м3 на 1 т
бензина. При покрытии этой потребности производством через
водяной газ потребовался бы расход угля в количестве 2,6—2,7 т
на 1 т бензина.
S72
Схемой предусмотрено расщепление бедного газа гидрогени-
зации и метан-этановой фракции богатых газов. Одновременно
в процесс возвращается растворенный водород. За счет этого
потребность в водяном газе для производства водорода значительно
снижается и составляет около 1000 бензина, что соответствует
расходу угля 0,75 т[т бензина.
Таким образом, общий расход угля на гидрогенизацию и про-
изводство водорода должен составлять от 3 до 5 т в зависимости
от принятого метода производства водорода.
Кроме легкого бензина, завод дает жидкие газы (бутан и про-
пан). Жидкие газы представляют собой полноценное горючее
или сырье для органического синтеза. При пересчете расхода
угля па полную продукцию завода (т. е. легкий бензин -р-жидкие
газы) этот расход на 1 т суммарной продукции составит 2,5—4,3 гп.
Завод расходует также большие количества пара, отопитель-
ного газа и электроэнергии. Расход угля на производство пара,
электроэнергии и отопительного газа составляет до 3 гп па 1 т
бензина или 2,5 т на 1 т суммарной продукции.
Суммарный расход угля заводом при принятой схеме произ-
водства водорода составляет, таким образом, около 6 т на 1 т
бензина или 5 т на 1 т суммарной продукции, а при покрытии
потребности в водороде полностью через водяной газ расход угля
выразится в 8 т на 1 т бензина или 6,8 т па 1 т суммарной про-
дукции.
При производстве более тяжелого бензина — с концом кипения
180° или 200° — расход угля соответственно уменьшается.
Общая принципиальная схема завода, показанная на фиг. 127.
не требует особо детальных пояснений. Уголь после предвари-
тельного дробления и добавления катализаторов I и II, т, е. желез-
ного купороса и железной руды, подвергается сушке и тонкому
размолу и затем затирается в пасту. Последняя пастовыми насо-
сами подается в блоки жидкой фазы, куда подаются также цирку-
ляционный газ, свежий водород, промывные вода и масло.
Шлам жидкофазных блоков проходит фугование и полукоксо-
вание. Извлеченные из него масла возвращаются в процесс в каче-
стве компонентов затирочною масла. Гидрюр после дроссели-
рования проходит дестилляциго жидкой фазы, откуда тяжелое
масло частью непосредственно, частью через фугование возвра-
щается в процесс. Бензин и среднее масло поступают далее на пред-
варительное гидрирование. На описанном пути гидрюр, тяжелое
масло и другие продукты проходят ряд промежуточных емкостей,
где они освобождаются от воды и растворенных газов, оставшихся
после ступенчатого дросселирования. Компоненты затирочног®
масла перед поступлением их на замес собираются в общей про-
межуточной емкости, где они перемешиваются, образуя однород-
ный продукт.
Широкая фракция жидкой фазы проходит через блоки пред-
варительного гидрирования. Полученный гидрюр после дроссе-
лирования разделяется на дестилляционной установке на бензин
373
дголи
Суммарный свежий водород
Вребв^телы^д^ие Komjl„b/Iull
!-----1	1 Обратный
' ,________ СО-газ
f ОчистшотСм I
LjZ~l
_Г~Лжимные I
|------------1 компрессоры |----
\Дроблениеисушка\
Т~~7---------Катализатор Ш
Гн------\-------1	Затирочное масло
| Пастоподготовка Н-------------------->•—-—-----------------
\КомпрессорьГ\ |
I I
Конверсия
I	т
{Газовые иуркцтц I	Г
I насосы I .
-д-	|
масло \ Промывное масло
] Бедный газ____
I В силовой газ
। . -----------
уМешалки^)
[Пастовые насосы I	п
1------т——-I	Промывное масло_______________
~Г^ЯВТш6лаш\^- ^2-. -ZZ Масло^разбавлетя
Фугование —»—
—утршлам :
ШламомГгй^ |
Затирочное
масло
Масло
фугования
еигле-
газов
* Сероводород
\Серомит№\ мйо циркуляр газа* | j
\ва)янай газ\
СДюсселироятие при-
умыв. мосла ЗОшп I
rV"1®
\Промыватель _ „	
(мюсти для опряекц	|
Вода
газа __________
\Палукотва-
"'~\ние стами
Огроатт
I—
: Сероводород
6 Газгольдер
пост объема :
ГДросселировоние прд;	|
I мыв, масла 1шп I	|
| Масло полукоксов П
Остаток
! От работ масло
Оромыватем
♦
[Свежий
^водород
ГДестилляция —
\жиокои фазы -----
Т иромежу-
! тчнш емкая
масло
\Сырневые naai№\
Масло полу-
коксования
Тпуселдд масла_________
Тяжелое масло
Пентан
Газовые шрку^.ш^_[
It	___________ :	।
Разделение газов ^[^роояиато^д' "^Нампрешт^-  
Сероводород
Газгольдер
богатого
газа
1Жделеиие1
I бутанов I
Свежий водород
Ыутан Бутан^^
Пропан
| Промыватель
Арзовые циркуляц. насосы	Циркуляц. газ
\блоки (рОО&$рирО'\л—.
| ванаяЮОат г
УПромежут. дрос^у
’ ’ 'I селирсвание 25ат 1
I Промыватель __________I _....
I l/S. _______ [фомежуя. дроссёли\
।	\[ювание500мм. еод,ст\
безбедный
Среднее
масло
IlГаз богатый
Гидрюр
бензин
Осернение
Сйрьевые насисы
Смкост
смешения
\бтни бензинированин\~ 
Вода
Вида
Фиг. 127. Общая схема завода искусственного
жидкого топлива.
\Промежут дроссели |
—\№ание600мм вод ст\
 Прамыютель
Среднее масло Бензин
V Видная майна
; 7^
Ш,ешьнаа моиьо
Смеют
— Продует
— Вода
— богатый гаг
— бедный газ
— Циркуляционный
газ и свежий водород
и среднее масло. Бензин отбирается как целевой продукт, а среднее
масло поступает на разложение, где окончательно превращается
в бензин.
Низкий конец кипения получаемого целевого бензина (150°)
приводит к тому, что на блоках бензинирования приходится пере
рабатывать больше среднего масла. В соответствии с этим пред-
варительное гидрирование дает лишь 25% бензина, а остальные
75% получаются с блока бензинирования или разложения. При
работе на более тяжелый бензин, т. е. при менее глубоком веде-
нии процесса, блоки предварительного гидрирования дали бы
30—4О?о суммарного бензина.
Полученные бензины проходят щелочную и водную промывки,
стабилизацию и поступают на склад готовой продукции.
Циркуляционный газ жидкой фазы проходит масляную мойку
и газовыми циркуляционными насосами подается вновь в блоки
высокого давления. Свежий водород примешивается к газу на выходе
из циркуляционных насосов. На паровой фазе предусмотрена
раздельная газовая циркуляция блоков предварительного гидри-
рования и бензинирования.
Богатые газы гидрогенизации собираются г. газгольдеры, очи-
щаются от серы, компримируются и идут на разделительную уста-
новку, где из них выделяются пропан и бутаны.
Бедные газы гидрогенизации под давлением отмываются от
серы, соединяются с остаточным газом с установки разделения
богатых газов, и вся смесь направляется на работающую под давле-
нием установку расщепления углеводородных газов.
Полученный газ расщепления перерабатывается далее в смеси
с водяным газом: проводится под давлением конверсия окиси
углерода, затем следует компрессия, отмывка углекислоты, даль-
нейшая компрессия и отмывка от остаточной окиси углерода. Полу-
ченный водород направляется к блокам высокого давления, при-
чем для жидкой фазы установлены дожимные компрессоры.
На описанной схеме представлена только часть завода, непо-
средственно относящаяся к гидрогенизации. На схеме опущены
угольные склады, производство отопительного газа, переработка
сточных вод, производство водяного газа, катализаторная фабрика,
теплоэлектростанция, насосные станции, градирни и прочие соору-
жения, обеспечивающие завод водой, и т. д.
В состав завода входит в общей сложности несколько сот про-
изводственных объектов, многие из которых представляют собой
громадные цехи, оснащенные сложнейшим оборудованием.
Завод имеет большое количество коммуникаций. Часть их
прокладывается под землей, часть на наземных эстакадах. Под
землей прокладывают кабели, по которым по комбинату распре-
деляется электроэнергия. От теплоэлектростанций, обеспечивающих
покрытие потребности в электроэнергии и водяном паре, прокла-
дывают магистральные кабели до трансформаторных подстанций
откуда энергия распределяется по цехам. Завод должен иметь
кабельные сети разных напряжений, так как наиболее крупные
376
моторы питаются током напряжением *>000 в, тогда как мелкие-
моторы и осветительная сеть работают под напряжением 220/380 в.
Под землей прокладывают водопроводные сети — питьевой,
производственной и пожарной воды, а также сети канализации и
сточных вод. Обычно для фенольных и сильно загрязненных сточ-
ных вод имеется отдельная система канализации для того, чтобы
они не смешивались с более чистыми водами. Кроме того, преду-
сматривается отдельная сеть для спуска дождевых и прочих атмо-
сферных вод, т. е. ливневая канализация.
На специальных эстакадах прокладывают паровые сети, сети
сжатого воздуха, инертного газа, большинство газовых комму-
никаций.
В системе высокого давления значительная часть коммуни-
каций и, в частности, сеть газовой циркуляции также часто
прокладывается на эстакадах.
Коммуникации занимают весьма большое место в составе за-
вода. Общий вес их составляет до 30% от веса оборудования и выра-
жается десятками тысяч тонн.
Расположение цехов и производств за-
вода. Дать какие-либо общие указания о расположении цехов
и производств завода затруднительно. Это расположение зависит
от местных условий и изменяется от случая к случаю. Что касается
расположения объектов собственно гидрогенизации, то оно выби-
рается с учетом удобства обслуживания и минимального количе-
ства и длины коммуникаций высокого давления.
Блоки высокого давления вытягиваются в одну линию, что
дает возможность обслуживания их при помощи одного мостового
крана большой грузоподъемности. Крановые пути располагаются
по сторонам линии блоков и мост крана приходится, таким обра-
зом, над блоками. Общий вес собранной колонны жидкой фазы
достигает J60 т (при работе на давление 700 ат). В соответствии
с этим мостовой крап берут грузоподъемностью 200 т.
Крановые пути выводятся за блоки высокого давления, где
располагают запасные колонны, стенды для осмотра, ремонта,
опрессовки колонн, заполнения их катализатором и прочих работ.
Там же устраиваются стенды для запасных нагревательных ; эле-
ментов трубчатых печей п их ремонта и осмотра.	с
Для удобства монтажа крышки и фланцы колонн, теплообмен-
ников и горячих сепараторов снабжаются цапфами, на которые
накладываются крючья спуско-подъемных устройств крана.
По одну сторону блоков высокого давления располагается
помещение щитов обслуживания и далее машинные залы, где
располагаются сырьевые и пастовые насосы, газовые циркуля-
ционные насосы, насосы для подачи воды и промывочного масла
и. т. п.
За ними располагают обычно склады промежуточных продуктов
и дестилляционные установки жидкой и паровой фаз.
По другую сторону линии блоков высокого давления распо-
лагают цехи переработки шлама, т. е. фугования и полукоксования
шлама. Здесь же могут быть расположены углеш>дготовка и
пастонрпготовление.
Для удобства строительства, монтажа и эксплуатации жела-
тельно, чтобы площадка в поперечном направлении была горизон
тальна. а в продольном имела постоянный уклон 1 : 400. Такой
же уклон получают коммуникационные эстакады.
Машинные залы со щитами управления располагаются усту-
пами и строго горизонтально.
Холодильники высокого давления располагаются или непосред
ственно у степы блока, или за подкрановым путем. В первом слу-
чае они часто поднимаются на отметку -{-5, во втором — ставятся
на нулевой отметке.
Расположение холодильников на нулевой отметке дает эконо-
мию металла, облегчает прокладку коммуникаций и обслуживание,
но удорожает конструкцию козлового крана и его работу.
На общем генеральном плане завода цехи высокого давления
занимают сравнительно небольшое место. Основная территория
заводской площади занята цехами низкого давления, складами,
обслуживающими цехами и производствами. Несмотря на то, что
цехи высокого давления оборудованы тяжелой аппаратурой, мощ-
ными высокопроизводительными машинами и имеют большое
количество коммуникаций, затраты металла на цехи высокого
давления составляют не более одной трети общей затраты металла
на строительство завода.
§ 157.	Материальные балансы гидрогенизации
Переработка сырья на гидрогенизационном заводе может про-
водиться по различным вариантам, с выпуском только бензина
или также и других продуктов. Процесс можно вести с замкнутым
балансом тяжелого масла, с избытком или недостатком его.
При работе с замкнутым балансом дизельное горючее можно
выпускать, используя для этого часть среднего масла жидкой
фазы и соответственно снижая мощность паровой фазы. При работе
с недостатком тяжелого масла недостаток последнего покрывается
добавлением смолы со стороны. При избытке тяжелого масла можно
одновременно с бензином и дизельным топливом выпускать и тяже-
лое горючее. Последнее используется как пелевой продукт или
может подвергаться дальнейшей переработке. Преимущества ра-
боты на высоких объемных скоростях с получением избытка тяже-
лого масла и его последующей переработкой были изложены
ранее.
Ниже приводятся примерные материальные балансы гидро-
генизации каменного и бурого углей и смолы (табл. 56 и прило-
жение 1).
Гидрогенизация каменною угля при 200—220 ат не дает воз-
можности получить тяжелое масло с ^содержанием асфальтенов
ниже 4—6%. Повышение давления до 650 ат дает тяжелое масло
с 3—5% асфальтенов. Повышенная температура позволяет уве-
378
Таблица 56
Примерный баланс гидрогенизации (без учета потерь и затирочного
масла)
Поступило
Получено
Наименование
продуктов
। бурый
I уголь,
1 о/
/о
камен- -
ный
уголь, !;
Наименование
продуктов
бурый
уголь,
о/
камен-
ный
уголь,
Жидкая фаза
Органическая масса угля (ОМУ) .... Катализатор + зола . Тяжелое масло . . . Вода	 Водород				100,0 25,4 129,0 6,3 5,8	100,00 8.40 136,00 2.10 10,74	Гидрогеипзат . . . В том числе: бензина . • . . среднего масла . тяжелого масла Шлам ...... Вода	 Газ 	 Потери ......		125,70 84,95> 10.30 37,10 8,45	121,40 16,60 47,40 57,40 96,50 11,54 22.00 5,80
	И т о г	о . .	266,5	257,24		Итог о	266,50	257,24
Бензин Среднее Водород	масло	И р е д	варит 48,7 1,84	е л ь н о 16,60 47,40 2,38	е г и д р : Вода . Бензин, Среднее Газ . . Потери	и р о в а и и е к. к. 150° . масло . .	21,24 26.00 3,30	0,87 20,10 40,70 2,24 2,47
	Итого . .		50,.)4	66,38		И того. .	50,54	66,38
Среднее Возврат Водород	масло		Бе 26,0 18,3 0,96	II 3 И Н II 40,70 22,00 1.26	р о в а и i Бензин, Возврат Газ . Потери	к. к. 150° .	22,60 18,50 4.36	33,30 22,00 8,34 0,32
	II т ого . .		45,46	63,96	i	Итого	45,46	63.96
	Суммарно	На Ю00 кг органи- ческой массы угля		На 10UU кг бензина	
		каменный уголь	бурый уголь	каменный уголь	бурый уголь
Выход	бензина, к. к. 150°, кг . . .	534	438,4				
Расход	ОМУ, кг		—	—	1880	2280
Общий	расход водорода, кг . . . .	143,8	76	270	173
То же,	.и3			1615	856	3030	1960
Расход	водорода на реакцию, кг . .	113,7	—	213	—
То же,	м3 ............	1278	—	2400	—
Общий	выход газа, кг .......	325,8	447,6	610	1020
379
лнчить ооъемную скорость, но одновременно увеличивается газо-
образование и расход водорода.
В газах гидрогенизации содержится значительное количество
бутана. Выход последнего может увеличить, отбирая бензин более
легким. В этом случае бензпнирование идет с усиленным газо-
образованием.
§ 158.	Характеристика продуктов гидрогенизации
Жидкая фаза. Примерные характеристики основных
продуктов жидкой фазы — гидрюров, шламов, средних и тяже-
лых масел — даны в табл. 57.
Содержание фракций до 325° в промышленных гидрюрах соста-
вляет 37—43%. В эти 37—43% входят и бензиновые фракции,
содержание которых в гидрюрах составляет б—15%. Удельный
вес каменноугольных гидрюров несколько выше 1,0, а буроуголь-
ных 0,95—0,96.
Удельный вес бензинов жидкой фазы составляет 0,73—0,79
и зависит главным образом от сырья и условий процесса. Бензины
содержат 3—12% фенолов, значительное количество непредель-
ных, нестабильны и требуют очистки. Поэтому они обычно вместе
со средним маслом направляются на предварительное гидриро-
вание.
Фракция среднего масла 160—325° имеет удельный вес 0,83—
0,87 при переработке нефтепродуктов п 0,93—0,97 при переработке
смол и углей. В последнем случае она содержит от 10 до 30% фено-
лов. В свя.зп с этим часто от фракции 160—325° отбирают фракцию
160—230° или 160—210°, содержащую основное количество лег-
ких фенолов, для их извлечения.
В пересчете на исходный уголь содержание легких фенолов
доходит до 3,5—4,0% и зависит как от сырья, так и от условий
процесса.
Тяжелое масло гидрюра имеет удельный вес от 0,9 до 1,05
и содержит до 1,0—1,15 асфальтенов.
Шлам при нормальной работе содержит лишь 2—4% фракций,
выкипающих ниже 325°, и различное количество асфальтенов.
В шламовом масле, освобожденном от твердых, при работе на
каменных углях содержание асфальтенов составляет до 15—18%.
При последующем разбавлении тяжелым маслом дестилляции
гидрюра содержание асфальтенов понижается и в суммарном
затирочном масле их находится обычно 5—7%, а иногда
до 9,0%.
Предварительное гидрирование. В табл. 58
даны примерные характеристики загрузки, гидрюра, средних
масел и бензина предварительного гидрирования. Удельный вес
бензина зависит, главным образом, от конца кипения и тем больше,
чем выше последний. Октановое число колеблется в пределах
59—70 и уменьшается для более тяжелых. бензинов. Бензин ста-
билен и по разгонке соответствует стандартам.
/.'о
Как для бензина, так и для средних масел удельные веса для
продуктов, взятых в одинаковых границах кипения, выше — в слу-
чае исходного сырья каменноугольного происхождения, и ниже—
при переработке нефтепродуктов, Бурые угли и буроугольные
смолы занимают промежуточное положение.
Разложение (бензинирование). В той же табл. 58 даны
примерные характеристики загрузки, рисайкла, гидрюра и бен-
зина разложения. Они изменяются в некоторой степени в зави-
симости от исходного сырья. Для каменноугольного сырья удель-
ные веса продуктов несколько выше за счет большего содержания
цикланов и ароматических углеводородов.
Октановое число бензина разложения, взятого в тех же пре-
делах кипения, как и бензин предварительного гидрирования,
несколько выше, чем у последнего. Частично это объясняется
некоторой изомеризацией алканов, которая происходит на ката-
лизаторе бензинирования.
Бензины гидрогенизации. Характеристика не-
скольких бензинов дана в табл. 59.
Химический характер исходного сырья сказывается на груп-
повом составе бензинов в части содержания алканов и суммы аро-
матических и циклановых углеводородов.
Каменноугольные бензины содержат меньше алканов и имеют
более высокие октановые числа.
В случае последующей ароматизации бензина это различие
исчезает.
В ходе процесса гидрогенизации наряду с целевыми продук-
тами получается реакционная вода. Выход ее тем больше, чем
больше в исходном сырье кислорода. Основное количество воды
получается при жидкофазной гидрогенизации.
Реакционная вода выводится из системы вместе с промывными
водами, которые подаются в блоки высокого давления для предот-
вращения отложений солей п забивки аппаратов и коммуникаций.
Вместе с водой пз системы высокого давления выводятся также
растворенные в ней значительные количества сероводорода, аммиака
и углекислоты. В сточных водах растворяются также фенолы.
Примерная характеристика сточных вод гидрогенизации при-
ведена в табл. 60.
§ 159.	Теплота реакции гидрогенизации
Процесс гидрогенизации представляет собой в первом при-
ближении сумму процессов гидрирования и крекинга. Тепло реак-
ции гидрогенизации слагается из теплот двух этих процессов.
При жидкофазной гидрогенизации твердого сырья сюда добав-
ляется еще его теплота растворения. Определение этих составляю-
щих в большинстве случаев практически неосуществимо, особенно
для жидкой фазы. Поэтому приходится ограничиваться определе-
нием суммарного теплового эффекта реакции. Для того чтобы
подсчитать эту величину, составляют тепловой и материальный
381
Характеристика продуктов
Каменный
Наименование показателей
	гидрюр	шлам	бензин до 160°	фракция 160—325°
Плотность рф' . 			1,026—1,02	1,21—1,22	i | 0,788	i 0,965
Выход фракпнй до 325°, объемн. %	40,5—12,4	—	i	—	1
То же, до 10о°, объемн. % . . .	4,0—8,0	—		
Состав, вес. %:				
С		88—88,3	—	—	—
н 			9,1—8,9	—	—	—
О		2,8	—	—	—
1\		0,72	—	—	1	—
S		0,06	—	—	1 —
Граммов водорода на 100 г угле-				
рода 		10,3—10,1 ‘	—	—	—
Фенолов, объемн. %			—	5—7	24-28
Разгонка, объемн. %:				
и. к., °C		—		66	167
отгон 10%		—	—	92	202
»	30% ....	...		 !	—	106	225
»	50%			 ।	—	118	248
»	70% ........	—		133	274
»	90% ....... .	—	—	153	307
к. к., °C			—	—	168	337
остаток, % 						—	1	1
потери, %	. 			—	—	2	1
Асфальтенов в масле, %	...	—	14—18			
Твердых, %		—	23—25	—	—	1
Золы в твердых, %	......	—	48—52	—	—
Характеристика сырья:				i
состав, нес. %:				
С				1	80-	-82		
Н	 ,				4,6-	-4,9		 !
О 				1	11,5-	-12,0		
n 		;				1	1,0-	-1,3		
3 	'			к	0,5-	-0,8	
Граммов водорода на 100 г угле-				1
рода		—	5,7-	-6,0			1
382
Таблица 57
жидкофазной гидрогенизации
уголь		Каменно- угольная смола и пен	Нефтяные остатки >325°	Бурый УГОЛЬ	1 | Нефть
широкая	тяжелое			широкая	широкая
		гидрюр	гидрюр		1
фракция	масло			фракция	। фракция
0,9	1,05—1.06	1,024	0,879	0,84	0,816-0,825
—			40,4	37,5	—	—
—		—	—	—	—
88—87	!J0—91	87,5	85,9	84—85	8о.7
10—11	7,3—7,6	9,6	13,1	11,5-11,7	13,9
1,3-3	1,2—1,3	2,1	0,7	0,2	
0,5-0,8	0,6-0,9	0,82	0,25	1 остат. до	[ 0,4
0,02-0,05	0,03—0,04	0,02	0,07	/ 100%	
11,3—11,7	— 8,4	10,9	15,3	-		
—	—	—	—	8-30.	—
					! 1
—	—	—		До 150°	— 10—14%
—	—	—			» 200°	— 25—30%
—	—	—			» 250°	— 50—55%
—	—	...	—	„ 325=	— 95-98%
—	—	—	—		—
—	—	—			—
—	—	—	—		—
—	—	—	—	—	' —
	—	—	—	—	1	-
	—	—	—	—.	—
						
		91	86,9		
—	1	—	6,3	11,9	—	—
—	1	—	1,4	0,5	—	1 —
—.	; —	1,09	0,36	—	—
—	I	—	0,3	0,35	—	—
—	—	6,9	13,7		—
I
383
Таблица 58
Характеристика продуктов предварительного i идрирования и бензинирования (каменный уголь)
Показатели	Загрузка	Гидрюр ;	Среднее		За грузка 7И.ЗО	Гидрюр	Plle.iin-.'.l	Бензин
			масло	Вензин ,				
	II р е д в а р и т е л ь л о е			1 1		Бензин	। р и в а и	и
Плотность е|°	.	Г и 0,88	д р и р о в а н 0,81 — 0,82	и е 0,83—0,88	0,73—0,77 '	0,831	0,738	0,803	0,714
Анилиновая точка, "С . . . Кислые вещества	 Содержание в %: непредельных	 ароматических 	 цикланов 		1	1 i	£ й	52—55 0,01—0,02	50—54 0,01-0,02 1 :> 40	। 6—15 40-56	+ 60,2 0,01	1, ? 56,7	+ 60,3	j 5-7 34 — 38
алканов 				—		•>4	14—47	—	__	—	57- 60
Октановое число чистого бен- зина 	 Разгонка: н. к., °C		i' 57—68 j	50-80	185—190	38—71 46—70	159	i м	157	71-73 !	39—45
25 Зак. № 2242.
10% отгон по объему, °C		112-150	106—130
30%	»	»	» °C		186—203	155—180
50%	»	»	» °C	238—244		203—220
70%	»	»	»	'-'С	1 281—282		245—255
90 %	»	»	» °C	321—322		295-305
к. к., °C		I 345—350 1		325-3550
Остаток	j	. . .	2		1—1,5
Потери			! -		0,5-1,0
Содержание, вес. %:	1		
С		8(5,5		—
н 			11,5		—
о .........	1,7		—
Л . . . 			0,59	|		—
s	0,21		—
Граммов водорода на 100 г
углерода ..................
13,4
200	70-95	176	62	170	61
220	82—108	198	92	186	78
240	91—120	228	125	189	92
270	98 — 135	265	163	206	108
305	108—160	28'1	219	246	132
320—330	120—170	328	260	293	116-170
2	—	2	1,5	1	1
—	—	—	3/	—	2
86,2	85,4	—	—	86	
13,8	14,6	—	—	14	—
—	—	—	—	—	—
—	—	__	—	—	—•
—	-	—	—	—	—
—	—				
I
Та
Характеристика бензинов гидрогенизации
Показатели	Исходное сырье			
	каменный уголь	бурый уголь	нефтяные остатки (парафино- вого основания)	ос гонение слаишл
Плотность 0°		0,748	0,720	0,710	
Содержание, %: С		—		84.95	—
н 		—	—	14,85		-
S		. —	—	о,04	—
Анилиновая точка . . .	.50,7	—	51,6	50
Содержание, %:	9			1
непредельных . .		—	0	
ароматических . .		io	5	9
цикланов ....	48,,'		20	Л1,5
алканов 		41,3		65	< ><. ,)
Октановое число чистого				
бензина ......	69,5	7t i,u	67,0	60)
Октановое число с ТЭС	89.	87	—	оо
Дозировка ТЭС, объем-				
НЫЙ % .	......	0,14	0 П		С. 0Г1'
Р а з г о и к а				
Начало кипения, °C . .	—	40	41	
до 70° С, объемн. %	10		23	18
» 100° С, />	%	38	—	48	42
» 150° С, »	%	81	—	91	81
Колец кипения, °C . .	180	155	175	185
Характеристика вод гидрогенизации				Таблица 6@
Процессы		Содержание, г/л		
				
	С02	U.S	NH3	Фенолы
Жидкая ф аза				
г и д р о г е п и з а ц и и:				
угля		22,0	1,5	22,6	4,0
смолы		11,4	6,6	25,5	3.0
нефти 		6,2	4,4	Бет данных	
Предварительное гидрирование				
Каменноугольное сырье	4.4	19,7	40,3	0,1)7
Б е и з и и и р о и а я и е .	1,2	о,.>	1,2	0,001
386				
балансы и, относя затем тепловой баланс на единицу сырья или
продукта, получают соответствующие данные теплового эффекта.
Определенные таким образом величины приведены в табл. 61.
Теплоты процессов гидрогенизации
Таблица 61
Сырье	ггал/кг исходного продукта	ккал/кг час С 1 JH3 реакционного объема
Каменный]уголь — среднее масло		( 425—474 425-440 1 450	—
Бурый уголь — среднее масло 			0,11 • 106
Первичная смола — среднее масло ......	150—200	—
Нефтяные остатки — среднее масло 		100-120	—
Каменный уголь — среднее масло — бензин . .	400	| 0,22  106
Зеленое масло — бензин 		270	
Высшие фракции нефти — смазочные масла . .	50	—
Предварительное гидрирование среднего масла 1	140—190	—
Креозотовое масло — бензин 		540—590	—
1 К. к. 320°, молекулярный вес 160, плотность <“° 0,920. Фенолов 23%,
оснований 3,2%.
140 — глубина гидрирования по фенолам и непредельным — 75%;
190 — глубина гидрирования, близкая к 100%.
К приведенным в таблице величинам нужно относиться с осто-
рожностью. Б частности, не следует определять тепло бензини-
рования, вычитая пз тепла реакции среднее масло жидкой фазы —
бензин — тепло реакции предварительного гидрирования сред-
него масла.
Теплота реакции фазы расщепления значительно меньше,
чем фазы предварительного гидрирования, и такой чисто арифме-
тический подход здесь неприменим.
Для отдельных видов сырья, если известен состав сырья
и продуктов реакции, выходы продуктов и расход водорода,
теплоту реакции можно подсчитать по формуле:
~	. г 28,8/1, 16,52В! -J- 8,1.Е
Q кал/кг =------------------ - ,
где и Вг — расход водорода в молях на гидрирование непре-
дельных и ароматических соединений;
Е—расход водорода на реакцию разложения, который
определяется как разность между общим расходом
водорода и суммой
Формула эта очень приближенна: Е рассчитано, здесь, исходя
из предположения о том, что реакции разложения идут лишь
25*	387
с алканами, и формула не учитывает наличия кислородных
и других соединений и т. д.
Надежнее пользоваться данными, получаемыми непосредст-
венно экспериментальными определениями.
§ 160.	Катализаторы и их производство
Промышленная реализация процесса гидрогенизации связана
с использованием ряда катализаторов, как собственно для про-
цессов гидрогенизации, так и для других, осуществляемых во вхо-
дящих в состав предприятия вспомогательных цехах и производ-
ствах. Так, в состав крупного гидрогенизационного завода часто
входят требующие применения катализаторов производства аро-
матизации бензинов и высокооктановых добавок. Специальный
катализатор необходим для процесса каталитической конверсии
углеводородных газов с целью получения водорода. Ряд катали-
заторов используется в процессе получения водорода из водяного
газа.
Основными катализаторами, необходимыми для обеспечения
работы гидрогенизационного завода, являются следующие ката-
лизаторы.
1.	Жидкофазной гидрогенизации угля, состоящей обычно из
сульфата железа — FeSO4 • 7Н2О, гидрата окиси железа —
Fe (ОН)3, а иногда сернистого натрия — Na2S.
2.	Жидкофазпой гидрогенизации смолы, состоящей из активного
полукокса, пропитанного сульфатом железа и едким натром.
3.	Процесса предварительного гидрирования — сернистый вольф-
рам WS2 или смесь сернистого вольфрама и сернистого никеля
NiS, нанесенных на активную окись алюминия А12О3.
4.	Процесса бензинирования — 7—20% сернистого вольфрама
WS2 на инфузорной земле (носитель).
Кроме того, при наличии соответствующих производств тре-
буются следующие катализаторы.
5.	Катализатор ароматизации — 12—20% трсхокиси молибдена
МоО3 на носителе — окиси алюминия А12О3 (см. гл. XVI).
6.	Катализатор дегидрирования бутана — 2% окиси калия —
К2О, 8% окиси хрома — СгО3, 90% окиси алюминия — А12О3.
7.	Катализатор расщепления газов гидрогенизации примерного
состава (в %)
NiO	A1,O3 '	СаО	MgO	SiO2
28,0	1 11,8 | 1	17,6	16,6	27,6
Приготовление всех этих катализаторов производят на спе-
циальных каталпзаторных фабриках, которые или входят в состав
соответствующего комбината или завода, или представляют собой
388
самостоятельные предприятия, обслуживающие потребности не-
скольких заводов.
Катализаторы жидкофазной гидрогени-
зации. Процесс жидкофазной гидрогенизации осуществляется
на «плавающих» или суспендированных (взвешенных в жидкости)
катализаторах, которые вводятся в реакционную аппаратуру вместе
с сырьем — угольной пастой, смолой и т. п. После одного или не-
скольких (в случае работы с циркуляцией шлама) проходов через
аппаратуру катализатор выводится из системы, что предопределяет
значительный его расход.
Трудность регенерации отработанного и выведенного со шламом
катализатора заставила отказаться от использования более актив-
ных, но содержащих дефицитные вещества (такие, например, как
соли олова) и более дорогих катализаторов и применять наиболее
дешевые и доступные катализаторы.
Так, для гидрирования бурого угля применяется ощелоченная
железная руда. Практически используется содержащий железо
отход алюминиевого производства, так называемый красный шлам.
Для гидрогенизации каменного угля преимущественное примене-
ние получил катализатор, состоящий из сульфата железа и гидрата
окиси железа, к которым иногда добавляется сернистый натрий,
главным образом для связывания хлора.
Расход такого катализатора значителен и составляет около
3% в расчете на органическую массу угля. Гидрат окиси железа
применяется обычно в виде руды, содержащей 35—40% Fe (ОН)3.
Примерное соотношение компонентов катализатора:
FeSO4 • 7Н2О................ 35—40%
железная руда [35—40% Fe (ОН)3[ .... 55—60%
Na2S .................... 7—10%
Компоненты катализатора самостоятельно (по отдельности)
смешиваются с углем, с которым затираются затем в пасту. Для
обеспечения равномерного распределения сульфат железа вводится
обычно в виде концентрированного водного раствора, причем влага
удаляется при последующей подсушке угля.
Для гидрогенизации смол и нефтяных остатков применяется
в настоящее время суспендированный катализатор, который на
немецких заводах готовился путем пропитки активного носителя
последовательно растворами сульфата железа и едкого натра.
В качестве активного носителя применялся так называемый «унос»,
улавливаемый в циклонах газогенераторов с «кипящим слоем»,
производящих водяной газ. Этот «унос» представляет собой озолен-
ный буроугольный полукокс с содержанием до 60% горючей массы,
прошедший зону газификации и активированный при 850—900°
водяным паром.
На фиг. 128 представлена схема производства катализатора
для жидкофазной гидрогенизации смолы и тяжелых нефтяных
остатков.
389
«Унос» газогенераторов потоком углекислоты подается в бун-
кер 1, из которого углекислота удаляется затем через циклонные
пылеотделители 2.
Примерный ситовой анализ уноса:
0,2—0,5 мм...............16%
0,1—0,2 мм ........... 34%
0,06—0,1 мм . ...........28%
ниже 0,06 ли . . . . •...22%
Фиг. 128. Схема производства катализатора для жидкофазной гидрогениаа
дни смолы.
Из бункера 1, посредством транспортера 3 и элеватора 4 унос
подается к смесительному шнеку 5, где обрызгивается последова-
тельно растворами сульфата железа FeSO4  7Н2О и едкого натра,
поступающими из напорных резервуаров 6 и 7 через дюзы (фор-
сунки) 8 и 9. Для обеспечения хорошей работы разбрызгивающих
дюз напорные резервуары должны располагаться на достаточной
высоте, чтобы разность высот между резервуарами и шнеками
была не менее 7,0—8,0 м.
Растворы сульфата и едкого натра подаются в соотношении,
требуемом реакцией
FeSO4+2NaOH=Fe (OH)2+NaaSO4
и пропитка ведется с таким расчетом, чтобы в готовом катализа-
торе содержалось 5—8% железа (в зависимости от характера
390
носителя, характера поступающего на переработку исходного
•сырья и др.)- Путем обогрева смесительного шнека глухим паром
и отвода образующихся паров воды катализаторная смесь подсуши-
вается до влажности 15—2С%.
Из смесительного шнека 5 влажная катализаторная масса
поступает в трубчатую паровую сушилку 10, обогреваемую глу-
хим паром (3,5 ат), и высушивается до остаточной влажности
1,0—2,0%. Высушенный катализатор транспортерами 12 и эле-
ватором 13 подается в бункер 14. В газовое пространство бункера
для предотвращения самовозгорания катализатора подается угле-
кислота.
Образующиеся в сушилке водяные пары выбрасываются в
атмосферу через циклон 11, а отделившаяся в последнем катали-
заторная пыль поступает на транспортер 12. Паровая сушилка
представляет собой медленно вращающийся наклонно установлен-
ный трубчатый барабан диаметром 2,8 м и длиной 7,0 м, снаб-
женный 342 трубками диаметром ~ 100 мм, с обшей поверхностью
нагрева ~ 780 .я2. Время сушки составляет 15—20 минут, причем
катализатор находится в трубках, а пар проходит по межтрубному
пространству.
Сушилка имеет специальное распределительное устройство с
лопатками, направляющими влажную массу из шнека 5 в трубы,
и с подводом сжатого воздуха, проталкивающего катализаторную
массу по трубам.
Из бункера 14 катализаторная масса транспортером 15 в токе
углекислоты загружается в герметические резервуары 16 и транс-
портируется в цех замеса катализаторной пасты, где затирается
в пасту на тяжелом масле. Затирка производится чаще всего в перио-
дически работающих мельницах до достижения заданной степени
размола (обычно не более 1% остатка на сите с 10 000 отв.). Содер-
жание катализатора в готовой пасте около 40%.
Приготовление раствора сульфата железа производится в ре-
зервуаре 18, снабженном мешалкой и паровыми обогревательными
змеевиками. Соль загружается в резервуар со склада 17 посредством
передвижного транспортера. Готовый раствор должен содержать
8,8—9,0% в пересчете на железо, или 24—25% — на FeSO4 х
X 7Н2О. Однако имеются указания о целесообразности использова-
ния более концентрированных растворов, что облегчает работу
сушилки. Из резервуара 18 кислотоупорным насосом 19 раствор
подается в напорную емкость 6, снабженную переливом.
Поступающий в цех в цистернах 20 раствор едкого натра на-
правляется в емкость 21, доводится до рабочей, примерно 40%-ной,
концентрации в промежуточном резервуаре (с мешалкой) 23 и
насосом 24 подается в напорную емкость 7, также снабженную
переливной линией, для отвода избытка раствора. Из емкости 21
раствор подается в резервуар 23 насосом 22.
Катализаторы парофазной гидрогени-
зации. Катализатор предварительного гидрирования — сер-
нистый вольфрам (WS2) — готовится из свежей трехокиси воль-
391
фрама W03 • Н20, или из отработанного катализатора, предвари-
тельно подвергнутого окислительному обжигу.
Исходная трехокись вольфрама должна содержать не менее
92% WO3 (теоретическое содержание 92,8%). Допускается содер-
жание лишь следов железа и хлора. WO3, полученная прокали-
ванием отработанного катализатора, содержит 98—99% трехокисп
вольфрама и не должна содержать больше 0,3% железа и серы,
которые мешают растворению WO3.
Технологическая схема производства представлена на фиг. 129.
Первой ступенью процесса является приготовление раствора
вольфрамата аммония по реакции
WO3+H2O+NH3=(NH4)2 wo4.
Приготовление раствора ведется по-разному в зависимости
от наличия маточного раствора (NH4)2WO4.
а)	Способ с водным раствором аммиака
Дальнейшее описание дается применительно к одной из катали-
заторных фабрик, входившей в состав гидрогенизационного
завода.
В растворитель 1, снабженный мешалкой (~300 об/час) и
нагревательной рубашкой, подают 3,2 м3 воды и загружают
1000 кг WO3 • Н2О или WO3. При перемешивании суспензию
нагревают до 70° и затем пропускают аммиак, до растворения
WO3 • Н2О или до полного насыщения раствора. По достижении
давления 0,4 ати давление сбрасывают через промывную систему
и повторяют эту операцию несколько раз. Для улучшения раствори-
мости WO3 вместе с аммиаком все время подают некоторое коли-
чество сероводорода.
Состоянию насыщения соответствует 20% содержание ам-
миака. При растворении свежей WO3 • Н2О оно достигается при-
мерно через 14—16 часов, а при растворении WO3 из отработан-
ного катализатора — через 18—20 часов.
б)	Обычный способ с маточным раство-
ром (NH4)2 WO4.
В растворитель 1 насосом 10 из емкости 9 подается 3,0—3,2 л3
маточного раствора (/ = 20°), содержащего обычно 5—7% S,
10—12% NH3 и около 5% WO3. После загрузки 1000 кг WO3  Н.,0
или WO3 суспензия насыщается аммиаком, как и в предыдущем
случае, но без подачи сероводорода, так как достаточное коли-
чество серы имеется в маточном растворе.
Полученный тем или иным способом раствор при перемешивании
охлаждается до 60° и затем под давлением азота спускается в отстой-
ник 2, представляющий собой резервуар с коническим днищем,
снабженный нагревательным змеевиком и теплоизоляцией. От-
стаивание ведется при 50° в течение 8—10 час. Более высокая
392
Фиг. 129. Схема производства катализатора предварительного гидрирования (WS2).
температура приводит к наличию конвекционных токов и ухудшает
отстой, а при более низкой температуре возникает опасность кри-
сталлизации.
Осевший в отстойнике шлам направляется вновь на растворение
или переработку, а выделяющиеся газы через ловушку 3 отводятся
в систему промывки.
Отстаивание раствора может быть заменено пропусканием его
через горячий фильтрпресс, задерживающий нерастворившиеся
частицы и загрязнения.
Второй ступенью процесса является получение кристаллов
сульфовольфрамата аммония, осуществляемое путем насыщения рас-
твора сероводородом по реакции
(NH4)2 WO4+4H2S=(NH4)2 WS4+4H2O
и последующего осаждения и фильтрации.
Отстоявшийся пли отфильтрованный раствор вольфрамата на-
сосом 4 перекачивается в смеситель 5 при открытой задвижке
к гидравлическому затвору 11. Затем задвижка закрывается и при
перемешивании производится насыщение раствора сероводородом.
Первые 3 часа насыщение ведется при 40—60° и расходе сероводорода
~ 120 .и3/час, причем периодически по достижении давления
0,4 ати оно сбрасывается через затвор 11. Для съема тепла реак-
ции через рубашку смесителя пропускается холодная вода. В по-
следующем подачу сероводорода уменьшают вплоть до насыщения
раствора, проводя все время периодический сброс давления, а
затем доводят температуру до 70° для удаления избытка сероводо-
рода и более полного протекания реакции.
Применяемый в процессе сероводород должен содержать воз-
можно меньшее количество углекислоты, наличие которой приводит
к необходимости частого сброса давления и образованию углекис-
лого аммония (NH4)2GO3.
Для кристаллизации полученного тиовольфрамата смеситель
при продолжающемся перемешивании охлаждают до 10—20°
и затем полученную кристаллическую кашицу под давлением
азота (не выше 0,3 ати) перегружают на нутч-фильтры.
Путч-фильтр 6 представляет собой стальной цилиндриче-
ский сосуд, выложенный внутри алюминием и снабженный тихо-
ходной мешалкой. Между цилиндрической обечайкой и выпуклым
днищем помещено трехслойное сито, состоящее из двух пер-
форированных (дырчатых) алюминиевых пластин (отверстия 0,5
и 0,8 мм) и заложенной между ними сетки из хромоникелевой стали
-с ячейками, соответствующими 900 меш.
Для ускорения фильтрование ведется под давлением (до 0,4 ати)
азота, а для более полного использования емкости аппарата произ-
водят 1—2 раза добавку кашицы из смесителя 5.
Маточный раствор через ловушку 8 отводится в емкость 9
маточного раствора для последующего использования, а отфиль-
трованные кристаллы сушатся азотом, нагретым до 120—140°,
в подогревателе 7 при периодически включаемой мешалке. По окон-
394
чании сушки ток азота прекращается и соль выгружается в
200-литровые металлические бочки.
Выход соли составляет 80—85% от теоретического. Невязка
связана в основном с неполнотой растворения и паличием шлама
в отстойнике 2, и с частичной кристаллизацией в емкости 9. Учи-
тывая возврат шлама и кристаллов для их использования, можно
считать, что на этой стадии безвозвратные потери при приготовле-
нии катализатора не превышают 2,5%.
Азот, выходящий из нутч-фильтров, и уносимые им сероводо-
род и аммиак направляются в самостоятельную систему промывки.
Следующей ступенью производства является разложение кри-
сталлов тиогольфрамата и таблетирование полученного сернистого
вольфрама азложение кристаллов проводится в электрической
шнековой счи в строго регулируемых температурных условиях.
Кристаллы сульфовольфрамата аммония в токе азота загру-
жают в бункер 12 порциями по 300 кг, что соответствует емкости
200-литровой бочки. Под бункером 12 расположена печь разложе-
ния 13, состоящая из верхнего питательного шнека и трех распо-
ложенных друг над другом рабочих шнеков. Питательный шнек
и два верхних рабочих шнека выполнены из хромоникелевой стали
(V-2A), нижний шнек из обычной стали. Производительность печи
около 60 кг)час.
Верхние два рабочих шнека имеют кожухи, снабженные сек-
ционным электрообогревом. Контроль процесса разложения осу-
ществляют при помощи системы термопар, расположенных частью
на кожухах шнеков, частью в их полых валах или осях. Обогрев
ведут так, чтобы по оси первого шнека температуры по секциям,
считая от входа, составляли 130, 250, 305, 320 и 410°. а темпера-
тура по оси второго рабочего шнека составляла 355 360°. Нижний
шнек не обогревается и в нем идет охлаждение полученного по
реакции
(NH4)2WS4-»WS2+2NH3+H2S+S
сернистого вольфрама, который из нижнего рабочего шнека по-
ступает в герметический бункер 14 и затем в металлических бочках
транспортируется на таблетирование.
В первый рабочий шнек на входе и выходе подается водород,
на выходе охладительного шнека подается азот. Отвод водорода
и азота, а также газов и паров серы, получающихся при разло-
жении, осуществляется через среднюю часть первого рабочего
шнека. Газовая смесь направляется на промывку.
Не вся сера, выделяющаяся по приведенной выше реакции,
удаляется с потоком газа; некоторая часть ее остается и в резуль-
тате получающийся при разложении продукт имеет средний со-
став, соответствующий формуле WSj.ir,.
Полученный WS2.15 дробится на дисковой мельнице 15 до круп-
ности, соответствующей ситу с числом отверстий 10000 в 1 см2,
и подается герметическими шнеками на таблеточную машину 16,
где под давлением ~ 2000 кг/см2 формуется в цилиндрические
395
таблетки диаметром и высотой 9—10 мм. Таблетки подвергаются
обкатке во вращающемся цилиндрическом грохоте 17 и затем за-
гружаются в металлические бочки. Целью обкатки, которая ве-
дется в токе углекислоты, является сглаживание острых граней
таблеток. Получаемая при обкатке пыль возвращается на табле-
тирование.
Орпентировочные расходные показатели на производство ката-
лизатора представлены в табл. 62.
Таблица 62
Расходные показатели на производство 1 т сернистого вольфрама
(с учетом регенерации)
Показатели	Единица измерения	Количе- ство	Показатели	Единица измерения	Количе- ство
Электроэнергии	квт-ч	2000	Сероводорода 90 °;№	.и3	500-600
Нара 16-ат . . .	т	40	Аммиака . . . .	»	200—300
Конденсата . . .	М?	5	Азота 		»	~ 1200
Охлажденной воды Отопительного	»	500	Водорода . . . .	»	~ 300
газа		»	1000			
Регенерация	отработанного		катализатора \\	TS2.i5, как уже	
указано выше, осуществляется путем окислительного обжига.
Последний осуществляется во вращающейся печи, представляющей
собой наклонный железный барабан длиной 12—15 м, диаметром
1,2—1,4 м, футерованный огнеупорным кирпичом. Скорость вра-
щения 1,5 об/мин, наклон барабана 2,5°, производительность
~1,0 т в сутки по сырью.
Обжиг идет при прямом противоточном соприкосновении ката-
лизатора с продуктами сгорания отопительного газа, получаемыми
в топке, расположенной у выходного конца барабана печи. Увле-
каемая продуктами горения катализаторная пыль улавливается
в пылевых камерах и системе циклонов, после которых установлен
дымосос.
Температура продуктов горения на входе в барабан печи со-
ставляет около 800°, на выходе около 300°.
Аналогичным образом осуществляется обработка шламов, со-
бираемых из отстойников, ловушек и т. п. Эти шламы высушиваются
в токе азота, пропускаются через мельницу и затем обжигаются
при температуре продуктов горения на входе 650—700°. Дальней-
шее повышение температуры может привести к спеканию полу-
чаемого порошкообразного продукта.
Полученный в результате прокалки желто-зеленый порошок
трехокиси вольфрама (WO3) подвергается дополнительному из-
мельчению и возвращается на использование.
Общие потери WO3 за полный цикл приготовления и регенера-
ции катализатора составляют около 15%. Несомненно, что. эта
величина потерь при условии тщательного сбора и использования
396
всех отходов может быть снижена. В этом направлении необходимо
работать.
Примерный расход катализатора составляет 0,08—0.10 кг
на 1 нг загрузки блоков предварительного гидрирования.
Катализатор предварительного гидрирования
WS2 + NiS на А12О3. Дефицитность и высокая стоимость вольфра-
мового катализатора заставляют усиленно изыскивать возмож-
ность использования катализаторов или содержащих меньшее ко-
личество вольфрама, или состоящих из других, менее дорогих
и дефицитных материалов.
Промышленное использование получил в настоящее время
никель-вольфрамовый катализатор на активной окиси алюминия
примерного состава WS2—2'4—25%, NiS—4—5%, Л12О3—61—63%,
Fe2O3 до 1%, влага 8—9%: молярное отношение WS2 : NiS = 2:1.
Этот катализатор несколько менее активен, чем WS2, и требует
повышенпя температуры процесса примерно на 15°. В соответ-
ствии с этим срок его работы составляет 2—3 года вместо 4—5 лет
у вольфрамового катализатора. По гидрирующей способности
в отношении фенолов этот катализатор превосходит WS2, но рас-
щепляющая его способность несколько ниже.
Широкое использование никель-вольфрамового катализатора
затруднялось из-за отсутствия разработанного метода его регене-
рации, однако в настоящее время метод регенерации разработан
и указанное ограничение отпадает.
Исходными материалами для приготовления никель-вольфра-
мового катализатора являются сернокислый алюминий, аммиак,
NiCO3 пли NiSO4, WO3 • Н2О, сероводород и водород. Технологи-
ческая схема производства складывается из следующих основных
операций.
1.	Приготовление гидрата окиси алюми-
н и я. Водные растворы Al2 (SO4)3 и аммиака сливаются в снаб-
женную мешалкой емкость при водородном показателе pH = 7
(т. е. нейтральной реакции). Выпавший в осадок образовавшийся
по реакции
А12 (SOJ3+6NH3+6H2O -> 2 Al (OH)3%(NH4)2 S04
гидрат окиси алюминия отфильтровывается на фильтр-прессах,
промывается слабой аммиачной водой и затем горячей дестилли-
рованной водой, выгружается и сушится при 150—160°. Получен-
ные куски дробятся на кусочки размером ~ 6 мм, которые затем
тонко измельчаются с добавкой 1А% графита, а полученная пыль
таблетируется с последующей прокалкой таблеток при темпера-
туре около 400°, причем гидрат окиси алюминия теряет воду и
переходит в окись.
2.	П р и г о т о в л с н и е н и к е л ь-в ольфрамового
раствора. Углекислый никель растворяется в серной кислоте.
В случае использования сернокислого никеля приготовляется
водный раствор. В обоих случаях раствор разбавляется водой до
10%-ной концентрации.
397
Трехокись вольфрама растворяется в 7,5%-ном водном растворе
аммиака. Для растворения 1 кг WO3 • П2О берется 3 л раствора NH3.
Приготовленные растворы смешиваются в заданном и опре-
деляемом составом катализатора соотношении.
3.	Пропитка о к п с и алюминия раствором
н и к е л ь-в о л ь ф р а м а т а. 100 л ранее приготовленных табле-
ток окиси алюминия перемешивают в течение получаса при нагре-
вании с 1.5 м3 никель-вольфрамового раствора. После сливания
раствора масса высушивается в течение 3 часов горячим воздухом
при 100°.
Пропитка п сушка повторяются затем еще два раза, причем
последняя сушка ведется при 110°.
4.	Дальнейшая обработка. Пропитанные никель-
вольфрамовым раствором и высушенные таблетки окиси алюминия
измельчаются до кусочков размером около 3 мм и обрабатываются
в шнековой печи при температуре 450—480° смесью сероводорода
и водорода. При этом происходит переход
(NH4)2NiO2 и (NH4)2W04 в NiS и WS2.
Осерненпый продукт дополнительно измельчается, просеи-
вается и таблетируется. Готовые таблетки подвергаются осернению
смесью сероводорода и водорода при 400°.
Регенерация отработанного никель-вольфрамового катализатора
осуществляется так же, как и регенерация катализатора WS2>
т. е. путем окислительного обжига, с последующими таблетирова-
нием и восстановлением с осернением в вертикальных электропечах
при 440—450°, пользуясь смесью, водорода и сероводорода, взятых
в отношении 1 : 1.
Насыпной вес никель-вольфрамового катализатора составляет
0,9—1,0 кг)л.
Катализатор бензинирования (разложения) — WS2
на носителе. Для бензинирования необходим катализатор, обла-
дающий сильными расщепляющими свойствами и пониженной
гидрирующей способностью. Промышленное использование получил
катализатор, состоящий из сернистого вольфрама, высаженного
на активный носитель, в качестве которого используются при
родные алюмосиликаты типа отбеливающих глин.
В германской промышленной практике, применительно к
которой дано последующее описание технологической схемы про-
изводства катализатора, в качестве носителя применялась так
называемая «террана», активированная обработкой фтористым во-
дородом (HF).
Катализатор готовится из W03 или W03  Н2О, требования
к которым остаются такими же, как и при производстве катализа-
тора предварительного гидрирования.
Технологическая схема производства катализатора бензиниро-
вания представлена на фиг. 130.
Первой ступенью процесса является насыщение носителя, ак-
тивированного фтористым водородом HF, сульфовольфраматом
398

аммония, приготовленным таким же образом, как это было описано
для катализатора предварительного гидрирования.
200 кг мелкозернистого носителя загружается в закрытый
смеситель 6, имеющий диаметр 2,0 м и высоту 0,5 м, снабженный
тихоходной мешалкой (13 об/мин) и паровым обогревом. После
этого при включенной мешалке из мерника в смеситель в течение
нескольких минут заливается ~ 250 л 2—3%-ного раствора HF.
Приготовление раствора HF производится в резервуаре 3,
в который насосом 2 закачивается заданное количество концентри-
рованной фтороводородной кислоты из бочки 1 и добавляется
нужное количество воды из мерника 4. Перемешивание в резервуаре
3 и подача приготовленного раствора в мерник 5 производятся
посредством сжатого воздуха.
После 15-минутного перемешивания в смеситель из мерника 7
добавляется ~ 500 л маточного раствора сульфовольфрамата ам-
мония, содержащего ~ 35 г (NH4)2 WS4 в 1 л и получаемого при
приготовлении кристаллического сульфовольфрамата аммония, и,
кроме того, загружается 11 кг твердого (NH4), WS4.
При непрерывном перемешивании содержимое смесителя в
течение 10—12 часов обогревается паром (15 ат), в результате
чего оно сгущается до кашицеобразного состояния.
Выходящие из смесителя газы и пары поступают в ороситель-
ный холодильник 9 и затем поступают в промывную систему. Оро-
сительный холодильник работает на циркулирующем в системе
растворе, что снижает количество загрязненных сбросных вод и
облегчает их переработку. Раствор с оросительного холодильника 9
стекает в емкость 11 и оттуда насосом 12 через холодильник 10
вновь подается в холодильник 9. Холодильник 10 питается свежей
водой, которая также вводится в цикл частично для покрытия по-
терь, частично для компенсации сброса части раствора, необходи-
мого для поддержания заданной концентрации последнего.
После достаточной упарки массы нагрев смесителя прекра-
щают и, пуская в его нагревательную рубашку вместо пара холодную
воду, охлаждают массу ~ до 30°, после чего продукт в токе азота
через донный люк выгружают в металлические бочки.
Следующей ступенью производства является термическое раз-
ложение сульфовольфрамата аммония, нанесенного па террану
или другой аналогичный носитель.
Так как полученный из смесителя 6 полупродукт часто содержит
спекшиеся куски размером до 50—70 мм, то сначала он про-
пускается через дробилку 8, где измельчается до 6 мм, затем
дополнительно измельчается до 3 мм и после этого поступает в
загрузочный бункер 13 шнековой печи 14, аналогичной по кон-
струкции печи, описанной при производстве катализатора WS2.
Шнеки печи имеют длину 7 м и диаметр труб 212 мм. Горячие
шнеки выполняются из хромоникелевой стали (V-2A) или из высо-
кокремнистого сплава — сихромаля. Два верхних рабочих шнека
имеют регулируемый секционный обогрев. Работа печи регули-
руется по показаниям системы термопар. Производительность
400
печи составляет около 40 кг /час. В первом рабочем шнеке полу-
продукт нагревается примерно до 450°, во втором выдерживается
при этой температуре и в третьем охлаждается.
На входе первого рабочего шнека и на выходе второго в печь
подается смесь сероводорода и водорода. Выходящие газы и пары
поступают в пылеотделитель 7J и из него в систему промывки.
Шлам из пылеотделителя после его высушивания возвращается
для использования.
Формование и окончательная обработка
катализатора. Продукт после печи разложения через про-
межуточный бункер 16 в токе азота выгружается в металлические
бочки, а из них шнеком 17 подается в мельницу 18 для дополнитель-
ного измельчения. Полученный грубый порошок взвешивается на
весах 19 и определенными порциями затирается в течение 15 минут
на бегунах 21 с 10% воды, которая подается из мерника 20.
Затертый в виде мелких крупинок продукт поступает на так
называемую гомогенизацию в затирочную мельницу 22 и затем
через промежуточный бункер 23 шнековым питателем 24 подается
на таблеточные машины 25.
Полученные таблетки размером 10x10 мм обкатывают во вра-
щающемся барабанном грохоте 27 (подача на грохот через проме-
жуточный бункер 26). Отсев возвращается на таблетирование,
а полученные таблетки подвергаются просушке и восстановлению
сероводородом в вертикальной печи с электрообогревом.
В первой секции печи таблетки сушатся при 160—180°, во второй
восстанавливаются при 400—450° и в нижней секции охлаждаются.
Общее время пребывания катализатора в печи составляет 10—
12 часов. Общая высота печи составляет около 7,5 м, диаметр 0,3 м,
материал — легированная сталь. Загрузочный 28 и разгрузоч-
ный 31 бункеры печи и нижняя часть печи длиной ~ 2,3 м вы-
полнены из обычной стали.
В охлаждающую нижнюю часть печи подается смесь серово-
дорода и водорода, в бункеры 28 и 31 печи — азот. Выходящие из
печи по отводу 29 пары и газы через гидравлический затвор 30
направляются в систему промывки.
Полученный готовый катализатор представляет собой таблетки
зеленовато-черного цвета с насыпным весом 0,8 кг!л.
Примерный расход катализатора составляет 0,06—0,07 кг на
1 т свежей загрузки блоков бензинирования.
§ 161.	Контроль производства
Контроль производства преследует, с одной стороны, цели
наблюдения за правильностью и точностью соблюдения заданного
технологического режима, наблюдения за правильностью проте-
кания процесса и своевременного обнаружения и устранения всех
возникающих неполадок и расстройств.
С другой стороны, целью контроля производства является
учет расхода сырья и реагентов, выходов продуктов и расхода
26 Зак. № 2242.	401
вспомогательных и энергетических ресурсов. При налаженной
системе учета легче удается обнаружить неполадки и перерасходы,
выявить отстающие места и своевременно принять необходимые
меры к их ликвидации.
Контроль производства осуществляется при помощи контрольно-
измерительных приборов, число которых на современных заводах
исчисляется тысячами и которыми оснащены все цеха и производ-
ства завода. Периодически показания приборов регистрируются
в специальных рабочих журналах, которые отражают всю работу
данного цеха и производства. Кроме того, многие контрольные
приборы производят регистрацию самостоятельно. Диаграммы этих
самопишущих приборов концентрируются и хранятся в соответ-
ствующих контрольных бюро, где производится их обработка и
составление соответствующих сводок и диаграмм.
Наряду с этим в ходе производства ведутся многочисленные
анализы исходного сырья, полупродуктов, конечной продукции,
реагентов. Для этой цели на заводе имеются цеховые лаборатории,
где ведется текущий контроль производства, не требующий в
большинстве случаев проведения сложных и продолжительных
анализов, а также центральная лаборатория — для выполнения
более серьезных и ответственных исследований.
На основании показаний контрольно-измерительных приборов
и данных контрольных анализов и определений ведут регули-
ровку работы отдельных аппаратов и машин, а также цехов и
целых производств. Большое число параметров процесса, точек
контроля и регулирования требует возможного упрощения про-
цессов регулирования и контроля, а также избавления от возмож-
ных ошибок. В связи с этим на ряде участков стараются приме-
нить автоматы (регуляторы), которые, будучи установлены на
заданное значение той или иной величины, автоматически его
поддерживают.
Основные замеры. К основным замерам, которые
производятся в ходе контроля производства, относятся замеры
температур, давления и расходов. Кроме того, приходится произ-
водить определения удельных весов и плотностей, чисел оборотов,
уровней, мощностей и т. п.
Для измерения температур пользуются чаще всего термо-
парами, которые изготовляются из специальных сплавов (констан-
тана, хромель-алюмеля и др.). Каждая термопара состоит из
двух различных проволок. При нагреве спая этих проволок воз-
никает разность потенциалов, которая и измеряется при по-
мощи чувствительных приборов — милливольтметров и потенцио-
метров.
Обычно термопары присоединяются к переключающему устрой-
ству, которое позволяет приключать к милливольтметру любую
из точек замера. Кроме того, важнейшие точки замера присоеди-
няются к записывающим приборам. Обычно такие приборы имеют
многоцветную запись и, таким образом, на один прибор можно
включать до шести точек замера.
402
Давления измеряются при помощи различных манометров —
указывающих и регистрирующих. На блоках высокого давления
точки замера давлений выносятся на общий распределительный
пункт, где имеется возможность измерить не только величину аб-
солютного давления в любой из точек замера, но также и раз-
ность давлений между отдельными участками системы.
Широко используются манометры с сигнальными устройствами.
При превышении определенного давления или при падении его
ниже заданного уровня стрелка манометра замыкает цепь элек-
трического сигнального устройства — звукового или светового.
Измерения расходов производятся при помощи диафрагм на
высоком давлении и поршневых счетчиков на низком давлении.
Диафрагмы непригодны для измерения расходов густых, вязких
продуктов, а также продуктов, содержащих твердые. Поэтому
измерения пасты, смолы, затирочного масла ведутся до их ком-
прессии, а при наличии высокого давления о количестве продукта
приходится судить обычно по числу ходов соответствующего
насоса. Первичный импульс, который дает диафрагма, измеряется
обычно кольцевыми весами.
Расходы пасты, густых смол, затирочного масла, шлама и т. п.
замеряют поршневыми счетчиками. В таких счетчиках измеряемая
жидкость поочередно поступает то в одну, то в другую сторону
рабочего цилиндра и производит передвижение поршня. Переклю-
чение жидкости достигается золотниковым устройством. Движе-
ние поршня переносится на счетчик ходов, который указывает
количество пропущенного через прибор продукта.
Специальный прибор, так называемые газовые весы или плотно-
меры, производит замеры плотности циркуляционного газа. Прин-
цип работы газовых весов состоит в измерении потери веса полого
поплавка, помещенного в камеру, наполненную газом.
Уровни измеряются либо непосредственным наблюдением через
смотровые стекла, либо при помощи барботажных устройств. В по-
следнем случае принцип замера основан на том, что через слой
жидкости продувается струя газа и по сопротивлению, которое
оказывает слой жидкости, судят об ее уровне. Такие устройства
применяются на горячих сепараторах блоков жидкой фазы, где
невозможно использование смотровых стекол, поплавковых регу-
ляторов уровня и т. п.
Все перечисленные замеры производят, понятно, не только для
того, чтобы записать их в журнал, установить нормально или не-
нормально идет работа, и на этом успокоиться. Только в том
случае, если замеры показывают, что все в порядке, они записы-
ваются и на этом дело заканчивается. Во всех же случаях,
когда тот или иной результат измерения показывает, что про-
изошло отклонение от заданных условий процесса, немедленно
принимаются необходимые меры: так, при повышении температуры
в колонне увеличивается подача холодного газа, при ненормаль-
ном повышении уровня в горячем сепараторе производится уве-
личение сброса шлама, регулировка температурного режима и т. п.
26*	403
Регуляторы. Наряду с измерительными приборами ши-
роко используются различные типы регуляторов давлений, тем-
ператур, расходов, уровней.
Принцип действия почти всех известных регуляторов сводится
к тому, что какой-либо заданный параметр процесса поддержи-
вается на постоянном уровне путем воздействия на> один или не-
сколько других параметров. Так, в системе низкого давления
на различных дестилляционных и фракционирующих установках
используются регуляторы, поддерживающие постоянную темпера-
туру верха колонны путем воздействия на подачу орошения, по-
стоянную температуру низа колонны путем воздействия на подачу
пара в кипятильник и т. п.
На трубчатых печах используются регуляторы, поддерживаю-
щие постоянную температуру на выходе, путем изменения подачи
отопительного газа к горелкам.
Широко используются регуляторы давления типов «до себя»
и «после себя», т. е. поддерживающие заданное давление до или
за регулятором. Регулировка ведется путем большего или мень-
шего открытия клапана и изменения расхода.
Для поддержания постоянных уровней используются как обыч-
ные поплавковые регуляторы различных типов, в которых изме-
нение положения поплавка непосредственно воздействует на по-
ложение клапана и изменяет расход, так и регуляторы, в которых
поплавок дает лишь первичный импульс в электрической цепи.
Этот импульс затем усиливается и преобразовывается в рабочий
импульс, при помощи которого и осуществляется перестановка
запорного или меняющего расход органа.
В системе высокого давления, при помощи регуляторов темпе-
ратур, воздействующих на подачу холодного газа, поддерживаются
заданные температуры в отдельных точках реакционных колонн.
Автоматические регуляторы поддерживают уровни в продук-
товых сепараторах блоков высокого давления. Однако объем при-
менения автоматических регуляторов в системе высокого давления
сравнительно невелик, что объясняется сложностью процесса и
большой трудностью его регулировки. В этом направлении пред-
стоит еще большая работа.
А н а л п з ы. Выполняемые в ходе контроля производства
анализы можно разбить на следующие основные группы: анализы
исходного сырья, анализы полупродуктов, анализы конечных
продуктов, анализы реагентов и вспомогательных материалов.
Для жидких продуктов производится определение удельных
весов, показателей разгонки, группового и элементарного состава,
анилиновых точек, содержания твердых и асфальтенов и др. Для
угля определяют теплотворность, показатели технического ана-
лиза, элементарный состав.
Для газов гидрогенизации определяют плотность и состав,
пользуясь специальной аппаратурой и методикой, которые позво-
ляют разделять газовую смесь на углеводородные составляю-
щие.
404
Далеко не все анализы необходимы для текущего контроля
производства. Так, о нормальном ходе процесса при налаженной
работе можно судить по таким величинам и показателям, как
плотность газа, анилиновые точки и удельные веса гидрюров,
содержание твердых в шламе и т. п.
Периодически (установленное число раз в смену или в сутки)
производят разгонки продуктов и некоторые другие определения,
а также газовые анализы, технический анализ угля и т. д.
Еще реже производятся такие анализы, как определение груп-
пового и элементарного состава сырья, полупродуктов и конечной
продукции, полный анализ газов гидрогенизации по их углеводо-
родным компонентам, анализы золы топлива и т. п.
Полные анализы всех продуктов проводятся при составлении
материальных балансов тех или иных участков производства.
При этом одновременно ведется тщательный количественный учет
всех материальных потоков.
При текущем контроле производства важно своевременное
выполнение анализов. Только в случае, когда результаты анали-
зов немедленно становятся известными заинтересованному в них
участку производства, они могут дать наибольшую пользу. Запоз-
давшие анализы в ряде случаев вообще теряют всякий смысл и зна-
чение для текущего контроля и улучшения производства и пред-
ставляют интерес лишь в качестве свидетельства о ходе процесса
в течение того или иного промежутка времени.
§ 162.	Техника безопасности
Условия процесса деструктивной гидрогенизации заставляют
предъявлять особо высокие требования к выполнению всех пра-
вил техники безопасности.
Давления в несколько сот атмосфер, температуры до 500°,
наличие вредных и ядовитых газов, большие мощности, при кото-
рых даже незначительные неполадки могут привести к серьезным
потерям и оказаться опасными, наконец, большая взрыво- и пожа-
роопасность производства — таковы условия процесса.
В этих условиях мероприятия по технике безопасности тесно
переплетаются с техническими мероприятиями, обеспечивающими
надежность производства. Развитая система контрольно-измери-
тельных и регулирующих приборов, наличие многочисленных сиг-
нальных и звуковых устройств позволяют обеспечить непрерывное
наблюдение за ходом процесса и своевременно обнаружить не-
поладки. Тщательно разработанная система записи и регистрации
всех показаний приборов также помогает обеспечить надежную
безаварийную работу.
Для поддержания аппаратуры, машин и коммуникаций в ра-
бочем состоянии разрабатывается подробный график осмотров,
планово-предупредительных ремонтов и ревизий.
Для обеспечения возможности безопасного проведения опера-
ций пуска, остановки, опрессовки, блоки и коммуникации высокого
485
давления снабжены подводом инертного газа (азота) для продувки
аппаратуры, а также системой спускных линий.
Даже при самой совершенной системе контроля процесса,
своевременности ремонтов и осмотров исключить возможность ава-
рий и неполадок нельзя. Поэтому должны быть предусмотрены
все меры для того, чтобы неполадки и аварии в случае возникнове-
ния принесли по возможности меньше вреда, легко могли быть
ликвидированы и не угрожали бы жизни и безопасности рабо-
тающих.
В системе высокого давления это в значительной степени обеспе-
чивается наличием дистанционного управления рядом запорных
задвижек на аварийных спускных линиях, устройством защитных
прочных стенок, отделяющих работающих от аппаратуры высокого
давления, взрывобезопасным выполнением всей электропроводки
машин и т. п.
Все объекты снабжаются достаточным количеством изолирую-
щих противогазов, сухих огнетушителей и, кроме того, обслужи-
ваются заводскими пожарной командой, пеногонными станциями,
командами первой помощи. Предусматривается наличие достаточ-
ного количества выходов, лестниц, наличие удобных перил, обеспе-
чивающих безопасность работающих, и т. и.
Тщательное выполнение требований техники безопасности не-
обходимо, конечно, не только на объектах высокого давления, но
и на всех объектах завода. Это тем более важно, что большинство
объектов взрыво- и пожароопасно.
В связи с этим строго выдерживаются нормы разрывов между
зданиями, на территории завода запрещается курение; освещение и
электрооборудование выполняются взрывобезопасными; терри-
тория завода разбивается на участки, каждый из которых имеет
свою пеногонную центральную установку; устраивается сеть по-
жарного водопровода и т. п.
Большое внимание уделяется безопасности складов. Складские
емкости Частично заглубляются в землю, окружаются валами и
защитными стенками с таким расчетом, чтобы при аварии пол-
ного резервуара продукт не мог бы разлиться на далекое расстоя-
ние.
Более подробное рассмотрение вопросов техники безопасности
должно явиться предметом специального изучения.
§ 163.	Усовершенствование существующих и новые формы
процессов гидрогенизации топлив
Существующие и освоенные в промышленном масштабе процессы
гидрогенизации топлив нельзя признать достаточно совершенными.
Они проводятся в условиях высокого давления, что требует приме-
нения дорогого оборудования и значительно усложняет обслужи-
вание установок. Несмотря на жесткие условия процесса и исполь-
зование катализаторов, содержащих такие дорогостоящие и дефи-
цитные материалы, как вольфрам и молибден, интенсивность
406
процессов, определяемая объемными скоростями, сравнительно
невелика, а общий к. п. д. низок и не превышает 30%.
В связи с этим в настоящее время проводятся в широком мас-
штабе и в различных направлениях работы по усовершенствованию
существующих и разработке новых процессов деструктивной 1идро-
генизации. Хотя эти работы не привели еще к желаемым результа-
там, не приходится сомневаться в том, что положительные ре-
зультаты будут достигнуты.
Ниже сообщается о некоторых, освещенных в литературе, на-
правлениях в области процессов деструктивной гидрогенизации
топлив.
Одним из серьезных недостатков существующего процесса гид-
рогенизации топлив является необходимость проведения процесса
в несколько ступеней. При этом после каждой ступени проводится
конденсация и охлаждение получаемых продуктов и дросселирова-
ние, т. е. снижение давления под которым они находятся, а перед
последующей ступенью процесса приходится эти продукты вновь
подвергать нагреву и сжатию до достижения необходимых для про-
цесса температуры и давления.
Указанное обстоятельство приводит к значительному увеличе-
нию затрат тепла, электроэнергии и охлаждающей воды, что су-
щественно снижает общий к. п. д. процесса. Кроме того, прихо-
дится устанавливать ряд дополнительных аппаратов высокого
давления.
В связи с этим представляет большой интерес изучение воз-
можностей передачи продуктов с одной ступени процесса на другую
без конденсации их паров и охлаждения, а также без промежу-
точного сброса давления. В литературе имеются указания о воз-
можности, например, передачи паров среднего масла со ступени на
ступень без снижения давления.
В принципе вполне возможно также совмещение в одном блоке
высокого давления двух ступеней процесса. Так, например, гидрюр
с горячего сепаратора блока жидкой фазы может быть направлен
непосредственно в реакционные колонны, заполненные катализа-
тором.
Существенный интерес представляет также возможность одно-
ступенчатого проведения паровой фазы процесса при соответствую-
щем подборе условий работы и катализаторов, причем имеются
указания, что один из разработанных новых катализаторов гидро-
генизации (молибден—хром—цинк) дает возможность одноступен-
чатого проведения при 480° и давлении 700 ат процесса парофазной
гидрогенизации с получением высокоароматизованного бензина.
При существующем технологическом оформлении процесса гидро-
генизации недостаточно полно используется тепло реакции, со-
ставляющее довольно большую величину. В связи с этим предста-
вляет интерес проведение работ в направлении создания новых
типов и конструкций аппаратов высокого давления, обеспечиваю-
щих возможность использования тепла реакции. Имеются указа-
ния, что за счет замены трубчатой печи блока жидкой фазы спе-
407
циальным теплообменным устройством, в котором около 70% тепла
реакции используется для нагрева пасты, применения нового типа
парофазных реакторов, в которых катализатор находится в сдвоен-
ных трубках, погруженных в охлаждающую среду, и других мерс-
приятии общий к. п. д. процесса может быть доведен до 55%.
В литературе описан оригинальный процесс гидрогенизации,
предусматривающий использование жидкофазного реактора, кон-
структивно напоминающего ректификационную колонну. В ходе
процесса сырье подвергается гидрогенизации при постепенно воз-
растающей температуре, с отводом образующихся легких продук-
тов в зоны более низких температур. Принципиальная схема уста-
новки представлена на фиг. 131.
Фиг. 131. Схема процесса гидрогенизации в противоточ-
ном реакторе.
1 — смеситель; 2 — настовый насос; 3 — реакционная колонна;
4 — теплообменник; 5 — реакционная колонна паровой фазы; 6 —
теплообменник; 7 — холодильник-конденсатор; 8 — сепаратор; £> —
газовый циркуляционный насос; 10 — нагреватель; 11 — дестилля-
ция гидрюра.
Паста, состоящая из затирочного масла, катализатора (состав
не указан) и тонкоизмельченного угля, вводится с верха колонны
при температуре до 100°. Снизу вводится циркуляционный водо-
род при температуре 450—500°. Предусматривается возможность
дополнительной подачи катализатора на промежуточных уровнях
колонны. Процесс осуществляется при высоком давлении — от
500 ат и выше.
Проходя по реактору, паста подвергается глубокому превраще-
нию, так что отводимый остаток содержит до 50% минеральных
веществ и 10 % нерастворимых в бензоле органических составляю-
щих. При этом отмечается, что вопрос вывода остатка является
одним из наиболее трудных при конструктивном решении процесса.
С верха реактора при температуре около 300° отводится смесь
циркуляционного газа и паров бензина и среднего масла. Через
теплообменник она проходит в реактор паровой фазы. Глубина
реакции подбирается с расчетом возможности замыкания теплового
баланса, без необходимости установки специального нагревателя.
408
После парофазного реактора и теплообменников смесь проходит
холодильник-конденсатор, после которого циркуляционный газ
возвращается в цикл.
Жидкие продукты поступают на дестилляционную установку,
где отделяются целевые продукты реакции, поступающие на исполь-
зование, и затирочное масло, возвращаемое на замес пасты.
Преимуществами описанной схемы являются: отсутствие шламо-
переработки, отсутствие промежуточных дестилляций между сту-
пенями и подогрева пасты до высокой температуры, а также наи-
более мягкие условия обработки сырья. Энергетические расходные
показатели снижаются на 40%.
Катализатором паровой фазы процесса является сернистое же-
лезо, нанесенное на древесный уголь и активированное цианистыми
и роданистыми соединениями металлов 5-й группы. Дозировка
активаторов не превышает 3%. считая на сернистое железо. При-
готовление катализатора ведется мокрым способом в аммиачной
среде, но в условиях, позволяющих избежать присутствия в ката-
лизаторе аммиачных солей.
Указывается, что при проверке на укрупненной установке по-
лученное при 480° и 300 ат с жидкой фазы масло было превращено
за один проход на 95%. Газообразование при этом было меньше,
чем на молибденовом катализаторе, а октановое число полученного
бензина достигало 77.
Представляют также интерес проведенные опытные работы
по процессам гидрогенизации, протекающим над стационарными
окисными катализаторами при давлениях, не превышающих 50—
100 ат.
ЧАСТЬ ШЕСТАЯ
ПОЛУЧЕНИЕ ВЫСОКОСОРТНЫХ
АВИАЦИОННЫХ БЕНЗИНОВ
Глава X VI
АРОМАТИЗАЦИЯ БЕНЗИНОВ
§ 164.	Общие сведения
Для современных боевых самолетов требуется топливо особо
высокого качества. Оно должно иметь определенную кривую вы-
кипания, не содержать коррозийных примесей, быть устойчивым
при хранении и иметь возможно более высокую теплотворность.
Для повышения экономичности и мощности современные авиа-
моторы работают на высоких степенях сжатия и применяют наддув
воздуха, т. е. принудительное питание цилиндров двигателя воз-
духом под давлением, превышающим атмосферное (1100—1300 мм
рт. столба). Целью наддува является сохранение мощности двига-
теля на высоте, где воздух разреженный, и увеличение его мощ-
ности на земле, так как увеличение веса воздуха в рабочем ци-
линдре позволяет дать больше топлива и, следовательно, иметь
большую мощность. В соответствии с этими условиями к топливу
для авиамоторов предъявляются особо высокие требования в от-
ношении малой склонности к детонации.
Большинство современных авиационных бензинов является
стооктановым топливом, т. е. октановые их числа равны 100. Но
оказалось, что в условиях работы авиационных моторов октановое
число недостаточно полно характеризует топливо,- так как октано-
вое число характеризует данное топливо лишь для определенного
нормального режима работы мотора. В условиях высотного по-
лета при форсированной работе мотора и использовании наддува
воздуха положение изменяется. Горючее, которое было стооктано-
вым на земле и превосходило по качеству другое, скажем 95-окта-
новое, в других условиях работы мотора может оказаться топли-
вом значительно худшего качества.
В связи с этим для характеристики таких топлив была раз-
работана новая методика исследования, при которой снимается
вместо октанового числа целая «октановая кривая». Октановая
кривая снимается в условиях работы мотора, близко напоминаю-
щих условия высотного полета на переменном режиме. Переменной
величиной процесса является состав смеси воздуха и паров топлива,
подаваемой в цилиндры двигателя. В зависимости от этого состава
410
меняется эффективное давление на поршень. По мере обогащения
рабочей смеси топливом октановая характеристика улучшается,
достигая при определенном составе смеси максимума. Наоборот,
по мере обеднения рабочей смеси октановая характеристика ухуд-
шается и при определенном составе смеси эффективное давление
на поршень проходит через минимум.
Краткая характеристика высокосортных горючих определяется
-значениями этих минимума и максимума. Октановое число, соот-
ветствующее минимуму кривой, называют сортностью на бедной
смеси; октановое число, соответствующее максимуму, — сорт-
ностью на богатой смеси. Современное авиационное топливо ха-
рактеризуется индексами 100/130, 115/145, 115/160 ит. д., в которых
первая величина (числитель) указывает сортность на бедной смеси,
а вторая — сортность на богатой смеси.
Для возможности выполнения предъявляемых требований авиа-
Дионное топливо составляют из нескольких компонентов. Основ-
ным из них является так называемый базовый бензин, или базовый
компонент. Он обычно обладает высокой сортностью на бога-
тых смесях, но содержит недостаточное количество легких фрак-
ций и поэтому не выдерживает требований по разгонке. Вторым
компонентом является высокооктановая добавка, которая улуч-
шает сортность на бедных смесях и улучшает разгонку. В случае
необходимости добавляется некоторое количество легких «голов-
ных» фракций и, наконец, бензин доводится до заданного октано-
вого числа добавкой антидетонатора (ТЭС).
В последующем кратко излагаются вопросы производства на
основе продуктов гидрогенизации, базового компонента, высоко-
октановых добавок и в конечном счете высокосортного авиационного
бензина.
§ 165.	Ароматизация бензинов
Для получения базового компонента высокосортных авиацион-
ных топлив широко используется процесс ароматизации, посред-
ством которого из обычных бензинов и лигроинов получаются
высокосортные бензины с большим содержанием ароматических угле-
водородов. Процесс ароматизации используется также для произ-
водства толуола. В основе процесса ароматизации лежат реакции
дегидрирования цикланов и циклизации алканов. Эти реакции
открыты и изучены в СССР советскими учеными и исследовате-
лями. В ходе изучения этих реакций были исследованы различные
катализаторы, влияние на протекание реакций температуры,
давления и других факторов. Акад. Н. Д. Зелинский еще в 1911 г.
Доказал, что шестичленные цикланы в присутствии палладия,
платины и никеля при атмосферном давлении и 280—300° деги-
дрируются, превращаясь в ароматические углеводороды. С по-
вышением температуры равновесие сдвигается в сторону полной
дегидрогенизации, причем гомологи циклогексана оказываются
более реакционноспособными.
411
. Пяти- и семичленные цикланы, а также двузамещенные цик-
ланы, у которых оба радикала замещают водород одного углерод-
ного атома, как, например:
в этих условиях не дегидрируются.
В 1934—1937 гг. была установлена возможность превращения
в ароматические углеводороды также пятичленных цикланов.
Платиновый катализатор в присутствии водорода размыкает пен-
таметиленовое кольцо с образованием парафина и переводит пара-
фин в шестичленное кольцо, которое затем дегидрируется. Про-
цесс идет при 300—310°.
Б. Л. Молдавский с соавторами в 1937 г. впервые показали воз-
можность ароматизации алканов. Процесс шел при 460° в присут-
ствии окиси хрома. Одновременно В. И. Каржев с сотрудниками
осуществил тот же процесс в присутствии хром о-медно-фосфорного
катализатора.
Превращение алканов в ароматические углеводороды может
протекать различными путями:
Алканы ---------я- Алкены ----------- Цикланы
11------------------1--------------------11
k-------------— Ароматика -----------------1
причем основное направление реакции зависит от относительных
скоростей отдельных реакций.
Скорость ароматизации возрастает с увеличением числа угле-
родных атомов в молекуле. Изомерные соединения более реак-
ционноспособны, чем нормальные.
Для ароматизации бензинов могут быть использованы наряду
с платиновыми и никелевыми также хромовые и молибденовые
катализаторы. При этом платина наносится на активный уголь, а
никель, хром и молибден наносятся на активную окись алюминия.
Над окисью хрома и окисью молибдена дегидрирование цик-
ланов идет не избирательно и в реакцию вовлекаются как пяти-
и шестичленные цикланы, так и алканы, причем имеет место обра-
зование непредельных соединений.
При ароматизации бензинов, состоящих из углеводородов раз-
личных классов, происходят наряду с реакциями циклизации и
дегидрирования также реакции распада.
Относительная интенсивность реакций распада зависит от усло-
вий проведения процесса, но постоянно она довольно значительна.
В силу этого процесс ароматизации сопровождается газообра-
зованием и образованием смолистых продуктов и кокса. Эти тяже-
412
лые продукты получаются в результате уплотнения и конденсации
продуктов распада.
Отлагаясь на поверхности катализатора, продукты уплотне-
ния быстро снижают его активность и выводят из строя. Отложе-
ние кокса столь значительно, что промышленное осуществление
процесса не представляется возможным в силу необходимости ча-
стой регенерации и замены катализатора и неблагоприятного ба-
ланса процесса.
Условия работы катализатора складываются иначе при работе
под давлением водорода. В этом случае реакции уплотнения в
значительной степени подавляются. Газообразование и отложение
кокса делаются меньшими, активность катализатора падает не
так быстро и создается возможность разработки промышленного
процесса, который тем не менее все же остается периодическим.
После того, как на поверхности катализатора отлагается из-
вестное количество кокса и его активность упадет до определенной
границы, работа прекращается и производится регенерация ката-
лизатора путем выжига кокса.
Так как увеличение концентрации водорода при реакциях
дегидрирования сдвигает равновесие в сторону исходных продуктов,
выбор давления водорода должен быть ограничен известными пре-
делами. Необходимо, чтобы в условиях приведения процесса дав-
ление водорода не препятствовало ароматизации сырья.
Изучение дегидрирования под давлением водорода отдельных
углеводородов показало, что при одинаковых условиях темпера-
туры и давления цикланы дают значительно большую глубину
превращения, чем соответствующие алканы. Так, при 50 ат метил-
циклогексан превращается в толуол на 95% уже при 500°, тогда
как для 95%-ного превращения гептана требуется или температура
около 560°, или снижение давления водорода до ~ 25 ат.
Поэтому для получения оптимальных (наилучших) результа-
тов ароматизацию сырья с большим содержанием алканов следует
проводить при давлениях водорода меньших, чем при циклановом
сырье. Практически в первом случае используют давления 15—
30 ат, во втором 30—50 ат.
Увеличение рабочего давления снижает коксообразование и
в известных пределах почти не сказывается на глубине аромати-
зации сырья.
Процесс ароматизации является эндотермичным, т. е. идет
с поглощением тепла. Расход тепла на реакцию зависит от груп-
пового состава исходного бензина или другого сырья и увеличи-
вается в случае цикланового сырья. Так для бензинов гидрогени-
зации каменного угля расход тепла составляет около 150 ккал/ка,
тогда как для буроугольных' и нефтяных бензинов он составляет
50—120 ккал/кг.
Расход тепла на реакцию уменьшается с ростом давления.
Это связано с тем, что повышение давления, при котором увели-
чивается и давление водорода, способствует протеканию реакций
гидрирования, которые идут с выделением тепла.
413
§ 166.	Факторы процесса ароматизации
Основными факторами процесса ароматизации являются: со-
став сырья, катализатор, температура, давление, относительная
концентрация водорода, продолжительность реакции.
Химический и фракционный составы сырья оказывают значи-
тельное влияние на процесс и в значительной степени предопре-
деляют прочие условия процесса и его технологическое оформление.
Для примера можно указать, чго при работе в одних и тех же
условиях (560°, 20 ат, объемная скорость 0,6 л/л катализатора
в час) лигроины цикланового основания дают катализаты (про-
дукты), содержащие примерно на 40% больше ароматических угле-
водородов, чем катализаты, полученные из лигроинов алканового
основания.
Для обеспечения одной и той же степени ароматизации для
алканового сырья требуются более жесткие условия работы (выше
температура, меньше давление и объемная скорость), чем для
цикланового сырья. Вследствие этого процесс идет с большим
газообразованием и увеличенным выходом кокса.
Утяжеление сырья, например, использование для переработки
методом ароматизации дизельной фракции, приводит к резкому
росту газообразования и отложения кокса и получению малоарома-
тизированного продукта. Это связано с тем, что для углеводоро-
дов более высокого молекулярного веса скорость реакций кре-
кинга значительно выше скоростей реакций ароматизации.
Практически для ароматизации могут быть использованы фрак-
ции с концом кипения до 200—225°.
Так как катализатор процесса чувствителен к примесям, сырье,
поступающее на переработку, не должно содержать значительных
количеств кислородных, азотистых и сернистых соединений.
Как правило, кислородных соединений не должно быть больше
0,15%, а азотистых и сернистых соединений в сумме не больше
0,01-0,025%.
Нецелесообразно подвергать ароматизации также легкие, го-
ловные фракции с температурами кипения до 70—80°. Эти фрак-
ции почти не содержат соединений, которые способны превращаться
в ароматические углеводороды. Переработка таких фракций при-
вела бы к непроизводительной загрузке реакционного объема, увели-
чению газообразования и росту энергетических затрат на процесс.
Поэтому при ароматизации бензина от него предварительно
отгоняют фракцию до 70—80° и на переработку пускают лишь тяже-
лый бензин. В случае, если процесс имеет целевым назначением
производство толуола, в качестве сырья используется соответст-
вующая узкая фракция, выделяемая из исходного бензина.
Условия проведения процесса ароматизации — температура
515—540°. давление до 50 ат —• не дают возможности избежать
образования продуктов уплотнения. Отложение их на катализаторе
обусловливает необходимость периодической работы с постоянной
сменой периодов — рабочего и регенерации катализатора.
414
Увеличение температуры процесса приводит к углублению'
процесса и повышению содержания ароматических углеводородов
в катализате. Однако при увеличении температуры выше определен-
ных пределов начинает падать выход целевого продукта за счет
увеличения выхода газа и увеличенного коксообразования.
Нужно отметить, что основное значение имеет не общее давление
системы, а парциальное давление водорода. При этом наряду с
абсолютным значением величины давления водорода не менее важно
также и отношение молекулярных концентраций сырья и водорода.
Это отношение зависит от парциального давления водорода >п
количества циркулирующего газа и в практических условиях ра-
боты оно составляет обычно 1:5 — 1:7, что соответствует при-
мерно 1100—1300 .и3 циркуляпионного газа на 1 т загруженного
свежего сырья. Содержание водорода в циркуляционном газе со-
ставляет ~ 60—65%.
Значение парциального давления водорода и содержания в
циркуляционном газе углеводородных компонентов может быть
показано на примере влияния на протекание процесса работы с
промывкой и без промывки циркуляционного газа.
На одной из установок, работавшей с периодом расщепления.
85—90 часов, введение промывки циркуляционного газа исходным-
сырьем, поступавшим на установку, дало возможность довести
рабочий период расщепления до 200 часов без изменения при этом
продолжительности периода регенерации.
Коксообразование в весовых процентах на исходное сырье сни-
зилось более чем вдвое, а производительность установки увеличи-
лась более чем на 10%.
Удельная производительность работы и, таким образом, раз-
меры установки определяются продолжительностью процесса; по-
следнюю выражают величиной объемной скорости, которая выби-
рается так, чтобы при заданных условиях процесса был обеспечен
заданный процент ароматических углеводородов в целевом про-
дукте — катализате. Объемная скорость может быть увеличена
за счет более жестких условий проведения процесса, главным обра-
зом путем повышения температуры.
§ 167.	Катализаторы процесса ароматизации
Процессы ароматизации могут протекать над различными ката-
лизаторами, причем в зависимости от типа катализатора, характера
исходного сырья, условий проведения процесса и конструктивного
его решения могут изменяться в значительных пределах как до-
пустимая продолжительность непрерывной работы установки, так-
и относительная роль в суммарном процессе реакций дегидрирова-
ния, изомеризации, циклизации и расщепления.	М
Катализатор процесса ароматизации должен удовлетворять
ряду требований. Он должен не только обладать способностью
ускорять реакции циклизации и дегидрирования, но также дол-
жен быть устойчив при постоянной смене периодов работы в вос-
415.
становительной (рабочий период) и окислительной (период регене-
рации) среде, или должен обеспечивать возможность длительной
непрерывной работы.
Регенерация катализатора производится путем выжига отло-
жившегося на нем кокса кислородом воздуха, что предопределяет
использование в качестве катализаторов окислов металлов, устой-
чивых при периодической работе.
Из числа исследованных катализаторов наиболее активными и
устойчивыми оказались катализаторы из окиси хрома или окиси
молибдена, нанесенных на активную окись алюминия. Молибде-
новые катализаторы в благоприятных условиях при переработке
цикланового сырья дают возможность довести рабочий период
до 180—250 часов.
На активность катализатора оказывает влияние как способ его
приготовления, так и степень чистоты исходных химикатов, соотно-
шение компонентов, характер носителя. Все эти факторы должны
приниматься во внимание при выборе и изготовлении катализатора.
Следует указать, что даже наиболее активные хромовые ката-
лизаторы уступают по активности молибденовым. Для обеспечения
одного и того же эффекта по глубине процесса хромовые катализа-
торы требуют более высокой (на 15—20°) температуры процесса;
кроме того, работа с хромовыми катализаторами сопровождается
более значительными газообразованием и отложением кокса. Тем не
менее в благоприятных условиях продолжительность рабочего
периода может составить до 120 часов.
Наиболее благоприятные температуры процесса для молибде-
новых катализаторов лежат в интервале 515—540°, для хромовых —
в интервале 535—550°. При этих температурах получается катали-
зат (продукт) с высоким содержанием ароматических углеводородов
и обеспечиваются технически приемлемые скорости процесса, а
образование газа и кокса лежит в допустимых пределах. Рабочий
период процесса начинают при минимальной температуре, а затем
по мере падения активности катализатора температуру медленно
повышают вплоть до достижения верхней допустимой границы.
Подъем температуры регулируют так, чтобы все время были обе-
спечены достаточные глубина превращения и содержание аромати-
ческих углеводородов в катализате.
При чрезмерном увеличении продолжительности рабочего пе-
риода выход и качество получаемого продукта значительно сни-
жаются, а последующая регенерация катализатора затрудняется.
Широкое промышленное применение получили до настоящего
времени молибденовые катализаторы. Однако дефицитность и вы-
сокая стоимость молибдена заставляют настоятельно заниматься
поисками заменителей и, в частности, продолжением работ по усо-
вершенствованию хромовых катализаторов.
В практических условиях проведения процесса ароматизации
на молибденовых катализаторах объемные скорости составляют
0,35—0,6 л) л катализатора в час; для алканового сырья при дав-
лении ~ 15 ат они составляют обычно 0,35—0,55 л/л; для сырья
416
цикланового характера и работы при 30—50 ат они несколько
выше.
Получаемые бензины в зависимости от характера исходного
сырья и глубины процесса содержат обычно 40—65% ароматиче-
ских углеводородов; за счет специального подбора сырья можно
получить катализат, состоящий почти целиком из ароматических
углеводородов.
Схема приготовления катализаторов ароматизации может быть
иллюстрирована на примере молибденового катализатора, приме-
няемого на германских заводах и состоящего из трехокиси молиб-
дена, осажденной на активной окиси алюминия. Исходными ма-
териалами для приготовления этого катализатора являются серно-
кислый алюминий, трехокись молибдена и аммиак. Раствор
A12(SO4)3 • 18Н2О осаждается 20—22%-ным раствбром аммиака с
получением гидрата окиси алюминия:
Al2 (SO4)3- 18H,O+6NH4 (ОН) 2А1 (ОН)3+3 (NH4)2 SO4.
Осадок гидрата окиси алюминия промывается слабой аммиач-
ной водой и затем чистым конденсатом до отрицательной реакции
на содержание серной кислоты, после чего полученный гидрат
окиси алюминия высушивается, дробится на кусочки и прокали-
вается, давая окись алюминия.
Трехокись молибдена растворяют при 70° в водном растворе
аммиака, причем на 100 кг МоО3 берут 150—160 л 15—20%-нбго
аммиака и 280 л воды. Полученный раствор молибдата аммония
разбавляют еще 750—800 л воды. Указанного количества раствора
достаточно для пропитки 450 л кусочков А12О3.
Оставшийся раствор молибдата аммония сливают для дальней-
шего использования, а пропитанные кусочки окиси алюминия су-
шат, прокаливают, охлаждают и рассевают.
На приготовление 1 т катализатора расходуется примерно:
МоС>?............................. 0,11	т
А12 (SO4)„  181LO................ 6,0	»
Л'113.........................1410.и3 (1,07 т)
N2 ............................... 250
Воды .............................  190	»
Пара............................... 46	т
Конденсата......................... 32	.и3
Электроэнергии................ 730 квт-ч
§ 168.	Промышленные процессы ароматизации
Промышленную реализацию процесс каталитической аромати-
зации получил в нескольких формах. Первоначально были разра-
ботаны процессы гидроформинга (HF) и дегидрирования под дав-
лением водорода (DHD) и в позднейшее время — процесс совме-
щенной изомеризации и ароматизации над платиновым катализа-
тором (платформинг).
Первые два из названных процессов используют молибдено-
вые катализаторы описанного выше типа и отличаются друг от
27 Зак. № 2212.	417
друга преимущественно конструктивным оформлением и условиями
ведения процесса.
Процесс гидроформинга разработан применительно к пере-
работке лигроинов нефтяного происхождения со значительным со-
держанием алканов. Переработка такого сырья сопровождается
относительно значительным коксообразованием, что заставляет
работать на коротких по времени рабочих циклах (6—10 часов).
Оптимальное давление процесса 15—2.0 ат. Реакционные аппараты
гидроформинга часто оформляют в виде трубчаток с внешним обо-
гревом. Для обеспечения непрерывности процесса реакторы дубли-
руют, так что когда один реактор работает, другой находится на
регенерации катализатора. Чтобы не допустить чрезмерного пони-
жения температуры в работающем реакторе вследствие эндотермич-
ности процесса, обычно ставят последовательно два реактора с про-
межуточным подогревателем продукта между ними. Продолжитель-
ность периода регенерации, т. е. выжига кокса, при гидроформинге
близка к продолжительности рабочего периода.
Процесс дегидрирования под давлением водорода разработан
применительно к переработке тяжелых гидрогенпзационных бензи-
нов с высоким содержанием цикланов. В этом случае оптимальное
давление процесса составляет 40—50 ат, коксообразование зна-
чительно ниже и рабочий период доходит до 150—200 часов и бо-
лее. Конструктивно процесс оформляется по типу процесса деструк-
тивной гидрогенизации, т. е. в виде блока реакционных колонн.
Эндотермика процесса в этом процессе значительно выше, чем в
процессе гидроформинга, и в соответствии с этим реакционный объем
разбивается на несколько (5—6) последовательно включенных
секций, с подогревом продукта перед каждой секцией. Продолжи-
тельность периода регенерации в несколько раз меньше продолжи-
тельности рабочего периода, вследствие чего дублирование реак-
ционной аппаратуры в этом случае нецелесообразно и процесс осу-
ществляется периодически.
Процесс платформинга осуществляется на платиновом ката-
лизаторе. Носителем платины служит обычно активированный
уголь, причем содержание платины не превышает 1% по весу.
В этом процессе водород, выделяющийся при реакциях дегидро-
генизации, почти полностью гидрирует углистые вещества, обра-
зующиеся в процессе и способные отлагаться на катализаторе. Бла-
годаря этому катализатор длительное время сохраняет активность,
и пробег установки может достигать 170—220 суток и даже более.
Платина из отработанного катализатора может быть извлечена
практически полностью.
Конструктивно процесс проводится в установках аналогичных
установкам DHD в нескольких последовательно расположенных
реакторах с промежуточным подогревом продукта. Обычно уста-
навливается три реактора.
Последующее более подробное описание дается применительно
к процессу дегидрирования под давлением водорода, называемому
в дальнейшем процессом ароматизации.
418
§ 169. Общая схема процесса ароматизации
Поступающий на установку ароматизации бензин^подвергается
разгонке на установке предварительной дестилляпии, где от него
отделяются легкокипящие
фракции до 70—80°.
Количество их соста-
вляет 12—16% и они со-
бираются в промежуточной
емкости склада промежу-
точных продуктов. Остав-
шийся тяжелый бензин
через промежуточные ем-
кости насосами высокого
давления подается на бло-
ки ароматизации (фиг. 132).
Полученный катализат
(продукт) после сброса да-
вления поступает на вто-
ричную дестилляцию, где
от него отделяются полу-
чившиеся в ходе процесса
тяжелые фракции. Остаток
отбирается снизу колонны
и поступает в складскую
емкость. Ароматизирован-
ный бензин с верха колонны
через промежуточную ем-
кость идет на щелочную
промывку, куда поступает
и головная фракция, ото-
бранная на установке пред-
варительной дестилляции.
После промывки смесь по-
ступает на стабилизацию,
где бензин устанавливается
на заданную упругость
паров.
Процесс ароматизации
ведется в токе циркуля-
ционного газа, который
подается в блоки высокого
(/ДО)
Исходный бензин
-----L—, 15-20
— Дестилляция J-2
Таз
°'5 Д i
Потери уТ
Дроссели- 1
ювание ,i
Г? лоона I
Фракии.
бензин
16- 21
1 бедный
। газ
Драматиза-
ция
Дроссели- I
рбванце Потери
катализата-------%_
Промывка\ L 8~\10
газа ।
Богатый
грэ
и— — — — — -— — —.
J Газ дросселирования
Дестилляция
катализата
°'3 И *
Потери
12- 79 |
Щелочная
мо^ко
ТяЖ остаток Стабили-L.
(60-1
10,5
0.5
Потери
Дропат бензин
Фиг. 132. Общая схема процесса аромати-
зации.
давления газовыми цирку-
ляционными насосами. Газ отделяется от гидрюра в продуктовом сепа-
раторе и затем промывается тяжелым бензином. Промывка ведется
при рабочем давлении блока и производится для того, чтобы извлечь
из газа часть углеводородных компонентов. Промытый циркуляцион-
ный газ возвращается в блоки, а излишек его, составляющий до 8—
10% весовых от исходного бензина, сбрасывается в сеть бедного газа.
27*
419
Промывной бензин дросселируется, причем из него выделяются
растворенные газы и затем поступает на установку предварительной
дестилляции. На промывную установку бензин подается насосами
Фпг. 133. Разрез колоппы
'ароматизации.
1 — корпус колонны; ”2 — изо-
ляция; 3 — входной штуцер;
4 — выходной штуцер; 5—опор-
ная решетка; 6 — верхняя
крышка; 7 —- шг/кпяя крышка:
8 — гильза для термопары; 9 —
центральная труба.
высокого давления из общего потока
тяжелого бензина, идущего на аромати-
зацию.
Газ, получаемый при дросселирова-
нии промывного бензина, вместе с газом
дросселирования катализата и богатыми
газами дестилляционных и стабилиза-
ционной установок собирается в газголь-
дер богатого газа.
§ 170. Блок ароматизации и схема его
работы
Собственно процесс ароматизации
производится в блоках, подобных бло-
кам гидрогенизации. В состав блока
входят 5—6 реакционных колонн, три
теплообменника, продуктовые холодиль-
ники, сепаратор и нагревательная печь.
Печь блока ароматизации выполняется
из ребристых нагревательных элемен-
тов, аналогичных тем, которые исполь-
зуются в нагревательных печах блоков
гидрогенизации.
Реакционные колонны имеют обычно
диаметр 1400мм, высоту 10 и 12 м, рас-
считываются на давление до 70 ат и
футеруются для предохранения металла
корпуса и крышек от перегрева. Рабо-
чая емкость колонн по катализатору
9—11 м\
Ввод и вывод продукта делаются
с верха колонны: загрузка проходит
сверху вниз через слой катализатора,
наполняющего колонну и расположен-
ного на опорной решетке, и затем по
центральной трубе отводится из ко-
лонны.
Устройство колонны ароматизации
показано на фпг. 133.
Теплообменники имеют такое же
устройство, как и теплообменники блока
гидрогенизации. Обычные размеры их — диаметр корпуса в свету
0,6 высота 12 м.
Нагревательная печь состоит из нескольких секций, в которых
производится нагрев продуктовой смеси, поступающей в блок, и
420
подогрев ее после каждой колонны. Необходимость такого проме-
жуточного нагрева связана с тем, что процесс проходит со зна-
чительным поглощением тепла.
Схема блока ароматизации представлена на фпг. 134.
Циркуляционный газ поступает в блок от газовых циркуляцион-
ных насосов через отбойник-сепаратор 13, смешивается с исходным
бензином, подлежащим ароматизации, и проходит последовательно
снизу вверх по межтрубному пространству теплообменников 9, 8, 7.
Здесь он нагревается примерно до 400°. После теплообменников
газо-паровая смесь поступает в нагревательную печь 11, нагревается
до температуры реакции и идет в реакционную колонну 1.
После колонны реакционная смесь вновь поступает в печь,
снова подогревается до температуры реакции и идет на колонну 2.
Аналогично после колонн 2, 3 и 4 реакционная смесь подогревается
в отдельных секциях трубчатой печи 11.
Реакции ароматизации и циклизации наиболее интенсивно
протекают в первых по ходу процесса колоннах. В связи с этим
здесь имеет место наибольшее падение температуры реакционной
смеси. Поэтому первые секции печи имеют большие размеры и обо-
греваются более интенсивно.
Для более равномерного распределения реакции по колоннам
блока первые колонны берут обычно меньшего размера, как это
и показано на схеме. Число колонн в блоке обычно составляет
пять или шесть.
Процесс ароматизации заканчивается в колонне 5, после чего
реакционная смесь проходит теплообменник 7 и возвращается
в колонну 6, имея температуру ~ 300°. Колонна 6 представляет
собой колонну рафинации или мягкого гидрирования. Она на-
полнена на первые 2/3—3/4 (считая по ходу продукта) катализа-
тором ароматизации, а остающийся объем заполнен отбеливаю-
щей (сукновальной) глиной.
Катализатор ароматизации при температуре 300° является
гидрирующим, а отбеливающая глина полимеризует и является
адсорбентом (поглотителем) для ненасыщенных соединений и дру-
гих примесей, которые служат источниками образования смол.
Таким образом, в колонне рафинации полученный сырой бензин
ароматизации, содержащий неустойчивые непредельные соедине-
ния и смолообразователи, подвергается дополнительной обработке
и приобретает стабильность.
После колонны рафинации реакционная смесь проходит тепло-
обменники 8 п 9, холодильник высокого давления типа «труба
в трубе» 10 и охлажденная до 30—40° поступает в продуктовый
сепаратор 12.
Из продуктового сепаратора катализат (продукт) направляется
на дросселирование, а циркуляционный газ через сепаратор-от-
бойник 14 на промывку и далее к газовым циркуляционным насо-
сам.
Для возможности регулирования температурного режима ра-
боты теплообменников и колонн рафинации предусмотрены обвод-
421
Фиг. 134. Схема блока ароматизации.
вне линии. Свежий продукт может быть пропущен частично мимо
теплообменника 7 на печь. Таким образом, нагрузка теплообмен-
ника снижается и реакционная смесь, поступающая в него из
колонны 5- охлаждается меньше, а температура на входе в колонну
рафинации повышается. Имеется также возможность непосредствен-
ной передачи части реакционной смеси из колонны 5 на колонну 6.
Реакционная смесь после колонны 6 может быть направлена
в обвод теплообменников 8 и 9 непосредственно на продуктовый
холодильник 10.
Описанный ход реакционной смеси относится к рабочему пе-
риоду. При регенерации катализатора подача сырья прекращается,
а через циркуляционную систему пропускаются продукты горе-
ния. Ход последних через блок остается тем же, что и ход цирку-
ляционного газа при рабочем периоде; однако указанным путем
обычно пропускается лишь часть газа регенерации, а часть его
распределяется по колоннам блока.
Нагревательная печь на время регенерации выключается из
работы, так как необходимые температуры обеспечиваются за
счет тепла выжигания кокса. Воздух для выжига подается пооче-
редно в колонны с таким расчетом, чтобы количество кислорода
в газовой смеси, поступающей в колонну, не превосходило 1,2%.
После того как закончен выжиг в одной колонне, о чем судят по
появлению кислорода в выходящем газе, переходят на регенерацию
следующей колонны.
Только при наличии весьма опытного эксплуатационного персо-
нала можно вести регенерацию одновременно в двух колоннах,
например 1 и 3 или 2 и 4.
При одновременной регенерации двух соседних колонн имеется
постоянная опасность превышения допустимой концентрации кисло-
рода, перегрева и порчи катализатора.
Для полного восстановления активности катализатора через
каждые несколько циклов регенерации производят дополнительную
обработку путем циркуляции через весь блок в течение 30—40 мин.
продуктов горения, содержащих некоторое количество (0,2 и не
более 0,8%) кислорода.
Подвод воздуха для регенерации катализатора производится
через коллектор, показанный в правой части фигуры, откуда воз-
дух подводится к каждой пз колонн блока, в том числе и к колонне
рафинации.
Блок имеет также подвод воды к системе теплообмена. Линии
подвода воды показаны на схеме.
Для замера давлений на блоке ароматизации имеется целый
ряд отводов, обозначенных на схеме цифрами от 1 до 19, возле
которых поставлены черные кружки. Все эти отводы сосредото-
чены на общем стенде, обозначенном цифрой 17, обвязка которого
дает возможность измерения как абсолютного давления в каждой
из точек замера, так и измерения разности давлений между двумя
точками. Такое устройство позволяет своевременно вести кон-
» троль за нормальной работой системы.
Кроме того, блок снабжен дифференциальным манометром 1-5.
при помощи которого ведется регистрация перепада давления цир-
куляционного газа при его проходе через блок.
В левой части схемы показан распределительным коллектор,
к которому присоединены линии аварийного сброса, подачи про-
дувочного азота, подачи газа регенерации и водорода из емкостей
высокого давления и общих коллекторов установки ароматизации.
На линиях подачи и отвода циркуляционного газа установлены
измерители плотности газа, работающие при нормальном давлении
по такому же принципу как и измерители плотности газа в блоках
гидрогенизации.
Цифрой 16 показан автоматически)! газоанализатор, устано-
вленный па линии выходящего из блока циркуляционного газа.
§ 171. Схема периодов работы блока
В табл. 63 показана последовательность операций при пере-
ходе от рабочего периода к регенерации и обратно. Приведенные
данные являются лишь примерными, так как продолжительность
рабочего периода определяется составом сырья и условиями про-
цесса, так же как и время регенерации. Продолжительность про-
Таблица 63
Периоды работы блока ароматизации и пх продолжительность
Наименование операции или периода
Часы—минуты
Рабочий период ..........................................  До	230—00
Регенерация и подготовительные операции......................  25	— 00
В том числе:
А. Подготовка к регенерации
Работа без подачи сырья и нагрева.....................:
Сброс давления..........................................
Продувка:
а) наполнение инертным газом............................
б)	продувка ......................................
в)	сброс давления ................................
Наполнение газом регенерации........................  .
2—30
1-00
0 — 15
0—15
0—15
1—00
Б. Регенерация..................... 14—00
В. Подготовка к рабочему периоду
Сброс давления ....................................
Продувка:
а)	наполнение инертным газом..............  .
б)	продувка ..................................
в)	сброс давления.............................
Наполнение циркуляционным газом....................
Нагрев п установление температур ..................
1-00
0—15
0-15
0—15
1— 00
3-00
424
межуточных операций зависит от конструктивного выполнения
установки, квалификации персонала и т. п.
Рабочий период заканчивают, как только при максимально
допустимых температурах реакции в продукте при достаточных
еще выходах его начинает снижаться заданное содержание арома-
тических углеводородов. Тогда прекращают подачу сырья и пере-
водят нагреватель на минимально возможный обогрев.
В то время как температура понижается, продолжают цирку-
ляцию газа с тем, чтобы удалить из системы оставшийся в ней
бензин. Последний конденсируется в продуктовом холодильнике
и удаляется из системы. Опыт показывает, что полностью удалить
бензин таким путем не удается. Все же его основная масса вы-
носится из системы, что имеет двойное значение: с одной стороны,
уменьшаются потери, с другой, — предотвращается излишнее ко-
ксообразование на катализаторе.
Затем блок освобождается от горючей газовой смеси путем
полного дросселирования, наполнения инертным газом и продувки
с последующим дросселированием. После этого блок вновь напол-
няется инертным газом, включается в систему циркуляции и при
достижении на входе в первую колонну температуры примерно
440° начинается регенерация.
Последняя производится при максимально возможном давле-
нии, так как это помогает более полному выжигу кокса и предотвра-
щает возможность потерь МоО3 за счет возгонки.
Как уже отмечалось, регенерация ведется подачей воздуха
в поток циркулирующего инертного газа (продуктов горения),
причем процесс ведут так, чтобы содержание кислорода на входе
в колонну, регенерация которой производится, не было выше 1,2%.
Реакция выжига кокса в каждый данный момент ограничена до-
вольно узкой зоной катализатора, которая постепенно продви-
гается в колонне сверху вниз. Ход выжига регулируется подачей
воздуха, а наблюдение за его протеканием ведется при помощи
термопар, установленных на ряде уровней. Необходимо, чтобы
температура не превышала ~ 560°, так как иначе создается опас-
ность для металла корпуса реактора, может быть испорчен ката-
лизатор и утеряна возможность контроля над процессом. Важно
также не допускать чрезмерного понижения температуры на входе,
так как при затухании реакции ее трудно начать снова без того,
чтобы но выйти за пределы допустимых температур.
Примерная минимальная «температура воспламенения» состав-
ляет 350°, по доходить до этой границы не следует. На выходе
каждого реактора устанавливается автоматический анализатор
на кислород, который дает сигнал при концентрации в 0,2%.
После того, как регенерация катализатора прошла последова-
тельно во всех колоннах, блок отключается от системы цирку-
ляции и дросселируется. Время от времени через несколько пол-
ных циклов он предварительно, в течение примерно получаса,
включается на циркуляцию инертного газа, содержащего ~0,20%
кислорода, чем достигается более полная регенерация.
425
После дросселирования для более полного удаления кислорода
блок наполняется до давления 10—15 ат инертным газом, про-
дувается и вновь дросселируется. Важность удаления остатков
кислорода связана с тем, что вода, которая получается при его
взаимодействии с водородом циркуляционного газа, приводит к
порче катализатора.
Блок наполняется, наконец, циркуляционным газом и вклю-
чается в циркуляцию, включается нагревательная печь, и при до-
стижении заданных температур начинается очередной рабочий
период.
Из приведенного описания видно, что блок попеременно рабо-
тает с газами, содержащими водород и кислород. Поэтому имеется
опасность образования взрывчатых смесей за счет недостаточной
продувки или ошибок при обслуживании. Для того чтобы свести
эту опасность к минимуму, применяют специальные блокировоч-
ные устройства, которые не дают возможности производить пере-
ключение в неправильном порядке.
Избыточный газ как рабочего периода, так и периода регене-
рации дросселируется автоматически, при помощи регуляторов
давления. Однако в течение каждого периода известное количество
газа собирается в газгольдеры высокого давления для последую-
щих наполнения и продувки блока при смене периодов. Уста-
новка снабжается двумя группами газгольдеров, рассчитанных на
давление до 70 ат, из которых одна группа предназначается для
циркуляционного газа, вторая для газа регенерации.
Объем газгольдеров рассчитывается так, чтобы один блок мог
быть наполнен до заданного давления, близкого к рабочему. При
этом учитывается также расход газа на продувку. Особенно важно
иметь достаточный объем газгольдеров для циркуляционного газа,
так как иначе давление приходится дополнять за счет подачи смеси
азота и водорода, что экономически нецелесообразно.
Схема включения блоков ароматизации в систему циркуляции
может осуществляться двояко. В одном случае каждый блок обслу-
живается своими машинами и имеет самостоятельную циркуляцию.
Последняя, таким образом, работает периодически то с циркуля-
ционным газом дегидрирования, то с газом регенерации.
Во втором случае вся установка имеет две системы циркуля-
ции, к каждой из которых приключены все блоки ароматизации
п определенные машины. Одна пз циркуляционных систем обслу-
живает рабочий пориод, вторая период регенерации.
Преимуществом системы с индивидуальной циркуляцией яв-
ляется полная независимость блоков, а также возможность пуска
блока в работу при пониженном начальном давлении, которое за-
тем доводится до нормального за счет газообразования. Это дает
возможность некоторого сокращения газгольдерного парка.
Преимуществом системы с совместной циркуляцией является
большая безопасность работы, отсутствие необходимости продувки
всей системы при смене периодов, а также отсутствие необходимости
иметь резервные машины на каждом блоке. При совместной цир-
426
куляции условием возможности включения блока после регенера-
ции в работу является обеспечение в нем рабочего давления. В про-
тивном случае при включении блока может произойти нарушение
нормальной работы.
Сопротивление циркуляционной системы в обоих случаях при-
мерно одинаково и составляет 7—15 ат.
§ 172. Основные характеристики процесса ароматизации
Как уже отмечалось, суммарный процесс ароматизации скла-
дывается из реакции различного характера и распределен по
блоку неравномерно. В первых реакторах процесс идет более ин-
тенсивно, с преимущественным протеканием реакций дегидриро-
вания.
Примерное распределение реакций по колоннам может харак-
теризовать табл. 64, составленная для блока в составе четырех
рабочих колонн и одной колонны рафинации.
Таблица 64
Изменение группового состава продукта и расход тепла по колоннам блока
ароматизации (вес. %)
Продукт	| Ал- | пены	Аромати- ческие угле- водороды	Цикланы 1 Алканы 1		Расход тепла в % от общего
Исходный бензин	. . : 1,2	10,2	52,0	’ 36,6		
Бензин после:					
J колонны . . .	. .	1,6	29,5	34,5	34,4	44
11	»	...	. . , 1,8	48,0	18,4	31,8	31
Ш	»	...	•  ; 2,2	62,0	10,1	25,7	21
IV	»	. .	. . ' 2,5 i 1	67,8	7,1	22,6	4
Основной процесс ароматизации идет в первых колоннах, в
соответствии с чем распределяется и расход тепла.
Для более равномерного распределения реакции первые колонны
блока берут меньшего размера, а иногда применяют разной актив-
ности катализаторы. Наименее активным катализатором напол-
няются первые колонны, далее активность увеличивается до ко-
лонны рафинации, в которую загружается катализатор понижен-
ного качества.
Дальнейшая регулировка достигается путем соответствующего
распределения температур. Пример температурного режима дается
в табл. 6Ь, характеризующей тот же пятиколонный блок.
Как видно из данных таблицы, температура последовательно
увеличивается от колонны к колонне.
Тепловой эффект суммарного процесса ароматизации в значи-
тельной мере зависит от природы перерабатываемого сырья. По
практическим данным он составляет примерно для каменноуголь-
Таблица 65
Температуры в колоннах блока ароматизации
Место замера	I колонна	II колонна	III колонна	IV колонна	Колонна рафинации
Вход		508	520	528	530	305
Выход 		451	476		524	308
Середина 		480	493	525	525	—
ною бензина	150—160 кал^кг, для	буроугольного — 80—
120 кал/кг сырья.
В конце цикла за счет снижения ароматизирующей способности
катализатора расход тепла снижается и может даже наблюдаться
связанное с протеканием процесса гидрирования повышение тем-
ператур в отдельных колоннах блока.
Практически за работой блока следят по приросту содержания
ароматических углеводородов после каждой из колонн, о чем
судят по анилиновой точке и удельному весу продукта. Кроме
того, все время ведется контроль плотности циркуляционного
газа и распределения теплового эффекта по отдельным реакторам.
Распределение реакции по реакторам зависит в первую очередь
от активности катализатора. Подбор наиболее благоприятных усло-
вий, обеспечивающих получение наилучших выходов, ведется опыт-
ным путем. Одним из важнейших показателей является наблюдение
за тем, как отражается увеличение температуры на газообразовании
и качестве продукта.
Как правило, температура несколько увеличивается от одной
колонны к другой; однако особенно в отношении последней колонны
часто могут быть исключения. В этой колонне значительную роль
играют идущие с выделением тепла реакции превращения алка-
нов, причем относительное значение различных реакций в общем
процессе изменяется в ходе рабочего периода.
Важно обеспечить по возможности равномерное распределение
кокса по колоннам, чтобы время их выжига не слишком разли-
чалось.
Согласно производственным данным одного из заводов было уста-
новлено следующее распределение кокса (табл. 66).
Количество образующегося кокса составляет обычно 0,05%
от сырья и не превышает 0,15—0.20%.
При каждом очередном рабочем периоде важно возможно более
быстро выводить блок на полную нагрузку, так как при пуске
и работе на малой подаче сырья процесс идет слишком глубоко и
усиливаются реакции крекинга.
В ходе рабочего периода температуры постепенно повышают,
чтобы все время было обеспечено заданное качество продукта.
Об окончании рабочего периода судят по достижению максимально
допустимых температур при условии постоянной анилиновой точки
428
Таблица 66
Распределение кокса по отдельным колоннам блока ароматизации
-№ колонн	Объгм, 1	Вес катализа- тора, т	\ ГЛеридИ, К2	В % на катализа- тор
1	8,8	7,24	330	7,3
2	8,8	7,24	680	9,4
3	10,8	8,88	690	7,8
4	10,8	8,88	580	6,5
5	10,8	8,88	130	1,7
Итого ...	—	41,12	2630	6,4
катализата. О необходимости регенерации катализатора можно
судить также по плотности циркуляционного газа, которая не
должна превосходить 0,48—0,50 кг!м'Л, по положительной теплоте
реакции в последней колонне и т. д.
Для каждого нового вида сырья оптимальные условия работы
могут быть предсказаны заранее лишь в общих чертах. Оконча-
тельные условия подбираются в ходе работы на основе тщатель-
ного изучения результатов работы нескольких рабочих циклов.
Примерные условия работы блока при переработке циклано-
вого сырья: давление 40—50 ат, температура 510—530°, объем-
ная скорость 0,4—0.5 иг'л! час, отношение сырье: циркуляционный
газ ~ 1 : 1000.
При этих условиях выход катализата составляет около 80—
82% и выход газов 17—20%, в том числе 90—95% углеводородных
газов.
Примерный материальный баланс переработки тяжелых бензи-
нов гидрогенизации каменного угля приведен в табл. 67.
('одержание изобутана в бутановой фракции составляет 40—50%.
Катализаты, получаемые при переработке бензинов предвари-
тельного гидрирования и бензинов разложения, несколько отли-
чаются друг от друга в силу более циклического характера бензи-
нов предварительного гидрирования.
Катализат, получаемый при переработке тяжелых бензинов пред-
варительного гидрирования, содержит обычно 60—65% аромати-
ческих углеводородов и после смешения с головной бензиновой
фракцией получается бензин с 45—48% ароматических соединений
и октановым числом 82'—83.
Переработка бензинов разложения дает катализат с меньшим
содержанием ароматических углеводородов п несколько меньшим
октановым числом.
Так как в ходе процесса ароматизации имеют место в известной
степени реакции уплотнения, то в катализате содержится 3—4%
- по весу вышекипяпшх фракций. Для их отделения катализат под-
вергают вторичной перегонке; получаемый при этом тяжелый оста-
429
Таблица 67
Ориентировочный материальный баланс ароматизации тяжелого бензина
(80—180 ) гидрогенизации каменного угля	'
				О И >> 5 ® 3 (р S я «5 “
Поступило	кг	Получено	।	КЗ	° п aS G “"о ® - ес tt £
				яаиоп ® и 2 5 « S С-	РЭ
				О Р.	с-
Общая загрузка ....	100	Катализата		80		
В том числе:		Потери 			2		
бензина предвари-		Газов 		18	—
тельного гидриро-		В том числе:		
ванпя				Но 		1,6—1,8	—
бензина разложе-		СО 		0,14—0,15	—
жения 		65	H..S + CO., . . . .	0,10—0,11	—
				3,2—3,5	18—22
		С„ . ... .	4.8—5,0	30—32
		С3 		2,9—3,1	20 —22
		с,		3,5—3,6	20—23
		С5 		1,2—1,3	7-8
Итого . . .	100	Итого . . .	100	100
ток представляет собой продукт, почти целиком состоящий из аро-
матических углеводородов.
Суммарный бензин, получаемый смешением головной бензи-
новой фракции с подвергнутым вторичной перегонке катализатом,
полученным в результате ароматизации тяжелых фракций бензи-
нов паровой фазы гидрогенизации каменного угля, имеет удельный
вес 0,75—0,77 и характеризуется примерно следующим групповым
составом: алкенов около 1%, ароматических углеводородов 38—
41%, цикланов 32—29%, алканов 27—30%, октановое число
81—82.
Примерные расходные показатели процесса, считая на 1 т
загрузки в блоки ароматизации:
Пар низкого давления, т . .  .................. 0,35—0,40
Пода, .о3...................................... 58
Электроэнергия высокого напряжения, квт-ч . . .	130—160
То же — низкого, квт-ч..................•	. . .	2—5
Отопительный газ, тыс. кал ...........	140—160
Конденсат, .и3................................... 0,1	—0,2
§ 173. Состав завода для ароматизации бензина
В состав завода для ароматизации бензина входят следующие
основные цехи и установки:
1)	блоки ароматизации с печами;
2)	машинные залы, где располагаются сырьевые насосы, газо-
вые циркуляционные насосы, воздушные компрессоры, насосы
430
подачи промывной воды, а также насосы подачи промывного бен-
зина;
3)	помещение щита обслуживания, куда вынесено управление
установкой:
4)	установка предварительной дестилляции для отгона голов-
ной фракпии;
5)	установка вторичной дестилляции для отделения тяжелых
остатков:
6)	установка щелочной промывки;
7)	установка стабилизации;
8)	склад промежуточных продуктов и ряд других объектов.
Блоки ароматизации обслуживаются козловым краном грузо-
подъемностью около 60 т или краном гидрогенизационных бло-
ков.
Характеристика основных машин на примере одной из уста-
новок.
1.	Газовые циркуляционные насосы: производительность
~ 30 000 нм3/час, давление 40/66 ати, привод от электромотора
мощностью 625 кет через редуктор.
2.	Воздушные компрессоры: производительность 2000 нм3/час,
давление 75 ати, привод от электромотора мощностью 425 кет
ременный, число оборотов в минуту 180.
3.	Сырьевые насосы: производительность 33 м3/час, давление
до 80 ати, привод от электромотора мощностью 100 кет.
4.	Водяные насосы трехплунжерного типа: производитель-
ность 3.6 м3>час, давление до 70 ати, привод от электромотора.
Глава XVII
ПРОИЗВОДСТВО АЛКИЛАТОВ (ВЫСОКООКТАНОВЫЕ
ДОБАВКИ)
§ 174. Общие сведения
Исходным сырьем для производства высокооктановых доба-
вок являются фракции С3 и С4 (пропановая и бутановая) углево-
дородных газов. В случае гидрогенизации, когда фракция С3—С4
практически целиком состоит из насыщенных углеводородов,
предварительно производится дегидрирование, т. е. перевод части
или всего исходного сырья в непредельные углеводороды.
Так, для бутана процесс дегидрирования выразится уравнением
с4н10->с4н8+н3.
Полученные непредельные углеводороды в чистом виде или
в смеси с предельными подвергают дальнейшей переработке. В главе,
посвященной вопросам синтеза моторного топлива из газов, рас-
сматривался кратко процесс получения бензина из газоля за счет
полимеризации содержащихся в нем пропена и бутенов. Получае-
мый при этом полимерпзационный бензин имеет октановое число
92—94 и является по существу высокооктановой добавкой.
Известны методы полимеризации и чистых пропена и бутенов.
На базе полимеризации бутенов может быть получена наиболее
важная из существующих в настоящее время добавок — изооктан.
Технический изооктан можно получить также методом алки-
лирования, при котором взаимодействуют насыщенные и ненасы-
щенные молекулы углеводородов, например, изобутан и нормаль-
ный бутен.
Полимеризация изобутенов. Изобутен полу-
чают дегидрированием изобутана или дегидратацией изобутило-
вого спирта. Процесс дегидрирования более подробно будет описан
дальше. Полученный изобутен при полимеризации по реакции
СН3—С=СН3	СИ.	СН3
СН3 СН3 с—сн2—с=сн3
сн3—с=сн2	СНз
сн3
дает 2,2,4-триметилбутен-1 или диизобутен.
432
Гидрированием полученного диизобутена получается 2,2,4-три-
метилпентан или изооктан:
СН3 СН*
СН3уС—СН2—GH—СН3
сн3
Полимеризация проводится либо на холоду, при нормальном
давлении, в присутствии серной кислоты, либо при температуре
около 200°, под давлением 40 ат, в присутствии фосфорной кис-
лоты, высаженной на носителе и являющейся катализатором.
Последующее гидрирование диизобутена ведется под давлением
в присутствии никелевого катализатора.
При полимеризации процесс протекает не только по вышепри-
веденному уравнению реакции. Поэтому одновременно с 2,2,4-
триметилпентаном получаются п другие изомеры, так что в конеч-
ном продукте количество 2,2,4-изомера составляет 55—60% и
октановое число продукта вместо 100 составляет 97—98.
При полимеризации изобутена одновременно с диизобутенами
получается4 некоторое количество триизобутенов и высших поли-
меров. Для их удаления полученный сырой полимеризат подвер-
гается дестилляции и на гидрирование направляется лишь фрак-
ция диизобутенов.
Большим недостатком процесса полимеризации является не-
возможность использования нормального бутана. Поэтому, когда
появился процесс алкилирования, который эту возможность пре-
доставил, процесс полимеризации получил лишь подчиненное
значение.
Алкилирование. Сущность процесса состоит в том,
что в определенных условиях при взаимодействии молекулы на-
сыщенного углеводорода и молекулы ненасыщенного происходит
их соединение за счет раскрытия двойной связи.
Так, в случае ct-бутена и изобутана
СН3	. /СН3
|	СН3 С<
СН3—СН-СН3+	| ХСН3
+СН2=СН—СН,—СП,--------------- СН3—сн—сн,—сн3
или
СН3
СН3—СН2—СН—С—СН3
сн3 сн3
При алкилировании
водород изостроения и
обычно используют насыщенный угле-
ненасыщенный углеводород нормального
28 Зак. № 2242.
433
строения. В соответствии с этим при производстве алкилатов де-
гидрированию подвергают нормальный бутан.
При алкилировании получается смесь различных изомерных
октанов или технический алкилат с октановым числом 94—96.
Путем подбора условий процесса за счет некоторого снижения
выходов можно получить продукт с октановым числом до 97.
Пониженное (по сравнению с получаемым при методе полимери-
зации) октановое число продукта объясняется меньшим содержа-
нием в нем изомера 2,2,4, имеющего высокое октановое число.
В промышленности используются два метода алкилирования:
сернокислотный метод, при котором процесс ведется в присутствии
крепкой серной кислоты, являющейся катализатором, и метод и
с использованием фтористоводородной кислоты.
В присутствии фтористоводородной кислоты процесс идет
в жидкой фазе при 24—26° и давлении 7—10 ат. В присутствии
серной кислоты процесс идет также в жидкой фазе, но при низ-
ких температурах — около 0° — и без давления.
Характеристика алкилата. Готовый алкилат ха-
рактеризуется следующими примерными показателями.
1.	Упругость паров при 37,8° 0,165—0,205 ат.
2.	t 0,709.
3.	Октановое число (моторный метод) при конце кипения 170°
(соответствует отбору 93% сырого алкилата) 95,5; при конце
кипения 180° (отбор 95%) 95,5; при конце кипения 200° (отбор 98%)
95,0.
4.	Сортность соответствует примерно сортности чистого изо-
октана.
5.	Разгонка (в % по объему):
			.	97°	60%	выкипает	при . .	111°
10%	выкипает	при	. 103°	70%	»	» . . .	114°
20%	»	» .	. 105°	80%	»	» . . .	117°
30%	»	» .	. 108°	90%	»	» . . .	122°
40%		» .	. . 109°	95%	»	» . . .	170°
50%	»	» .	. 110°				
§ 175. Производство алкилатов методом сернокислотного
алкилирования
Принципиальная схема производства алкилатов методом сер-
нокислотного алкилирования представлена на фиг. 135.
Бутановая фракция поступает на газофракционировку (раз-
деление), где она освобождается от пропана и разделяется на нор-
мальный и изобутаны. Нормальный бутан поступает отсюда через
промежуточные емкости и ряд вспомогательных аппаратов, не
показанных на схеме, в цех дегидрирования. Туда же поступает
нормальный бутан с одной из колонн газофракционирующей уста-
новки алкилатного производства. Из цеха дегидрирования смесь
бутенов и нормального бутана идет в газгольдер. Отсюда смесь
забирается компрессорами, сжимается примерно до 10 ат, охлаж-
дается и дросселируется в сепаратор.
434
Фракция бутана
и
I	Дегидрирование
Разделение ~| бутан	।	_
бипланов Г ~ ,1	1
Пропан	।	|
_1_1—	I Потери Газы
Депропанизация i г
Газгольдер бутана
и бутиленов
Остат. газ
ИоМррессия
Щелочная промывка
Холодильник
шаёнсатор
Изобутан
I
’ениг
Сепарация
Г' j Бутан
! Длпилбро-
КоМенОй/Пор^
Пропан
Конденсатор
i >И—1 Щелочная
Потери
Сырой
алкилат
+ Сц
Депропанизатор [
Выоеление
Л/О/а
Изобутан
----ф--------------
!	Бутан
„ = *
Отделение газа
от а'лкЦлата
Фиг.. 135. Общая схема производства алкилатов.
Вторичная
дестилляикт
Изомеризация
Длк илот
Отсюда сконденсированные бутан и бутены направляются
на алкилирование, а несконденсировавшиеся газы идут на уста-
новку масляной промывки. На этой установке из газовой смеси
почти целиком извлекаются углеводородные газы, которые затем
вновь возвращаются в процесс — в бутановый газгольдер. Оста-
точные газы, состоящие главным образом из азота, попадающего
в газовую смесь в цехе дегидрирования, удаляются из системы.
Свежий изобутан с установки разделения бутанов (после депро-
панизации. т. е. освобождения от пропана) и изобутан с депро-
панизатора газофракционирующей установки алкилирования сме-
шиваются с бутан-бутеновой смесью и поступают в цех алкили-
рования. Процесс алкилирования идет при температуре около
нуля. Охлаждение достигается за счет испарения части бутанов,
которые затем компримируются, охлаждаются, вновь конденси-
руются и возвращаются в цех алкилирования. Часть испарившихся
газов, содержащая примеси этана и пропана и оставшаяся нескон-
денсировапной, присоединяется после щелочной промывки к бу-
тан-бутеновой смеси в газгольдер.
Смесь алкилата и не вступивших в реакцию бутанов поступает
из цеха алкилирования на разделительную колонну, где бутаны
и алкилат разделяются. Алкилат идет на дестилляционную уста-
новку, где от него сначала отделяется увлеченный им бутан, а
затем тяжелые фракции. Бутан возвращается на разделительную
колонну. Бутанокислотная смесь перед поступлением на раздели-
тельную колонну проходит сначала щелочную промывку для осво-
бождения от следов серной кислоты.
Бутановая смесь поступает далее на газофракционировку,
где из нее сначала выделяется нормальный бутан, который воз-
вращается на дегидрирование. Изобутан с верха колонны посту-
пает в депропанизатор, где освобождается от примесей пропана и
других более легких газов.
Изобутан возвращается на алкилирование, пропановая фрак-
ция выводится из системы.
Некоторое количество газов п паров после каждой из колонн
остается несконденсированным. Все они собираются в бутановый
газгольдер для последующей масляной промывки вместе с бутан-
бутеновой смесью дегидрирования.
S 176. Дегидрирование бутана
Дегидрирование бутана производят при нормальном давлении
и температуре до 600° над хромоалюминиевым катализатором.
В ходе дегидрирования получается смесь альфа- и бета-бутенов
в соотношении ~ 3 : 2.
Реакция может быть представлена уравнением
СН3—СН2—СН=СН.,+ Н2
СН3-СН,-СН.»-СН3^
^СН3-СН=СН—сн3+н,
рте
Наряду с этой реакцией протекают также побочные реакции,
приводящие к образованию углеводородов с одним, двумя и тремя
углеродными атомами, а также к отложению кокса на поверхнос ти
катализатора.
Отложение кокса приводит к снижению активности катализа-
тора, который поэтому периодически приходится регенерировать
путем осторожного выжига кокса. Катализатор полностью теряет
активность за 12—14 час., а фактически продолжительность его
пребывания в зоне реакции составляет 3—4 часа.
Поступающий на дегидрирование бутан не должен содержать:
а) более 2% легких примесей — пропана и др., так как иначе
снижается октановое число алкилата; б) более 1% С5 и высших
углеводородов, так как иначе их распад в печи дегидрирования мо-
жет привести к закоксовыванию трубок и расстройству процесса;
в) серы не более 10—40 мг]нм3 во избежание закупорки трубок
нагревателей и конденсаторов.
Бутан, проходящий через реакционные аппараты, дегидри-
руется неполностью. Прп нормальной работе газ, выходящий из
печи дегидрирования, содержит непредельных лишь 20—25%.
В ходе дальнейшей работы непрореагировавший бутан выделяется
и вновь поступает на дегидрирование. Таким образом, загрузка
печей составляется из свежего и циркуляционного бутанов, при-
чем соотношение между ними близко 1 : 3, т. е. на одну часть све-
жего сырья подвергается обработке три части циркуляцион-
ного.
Технологическая схема дегидрирования бутана представлена
на фиг. 136.
Свежий и циркуляционный бутаны поступают в жидком виде
в емкости 1, в которых поддерживается давление около 6 ат. Для
поддержания в них нужного рабочего давления имеется устрой-
ство, состоящее из насоса 2 и испарителя 3. Насос 2 забирает часть
поступающего в емкости 1 жидкого бутана и прокачивает его через
испаритель 3, обогреваемый паром низкого давления и соединен-
ный с верхней, паровой частью емкостей.
За счет давления емкостей жидкий бутан по трубке, опущен-
ной почти до дна емкости, передавливается в испаритель-пере-
греватель 4, где бутан испаряется, и полученные пары подогре-
ваются до 105—110°. Испаритель 4 обогревается паром низкого
давления. Как емкости 1, так и испаритель-перегреватель 4 имеют
подводы азота. Линии подачи бутана, отвода бутана к испари-
телю 4 и подачи паров от испарителя 3, емкостей 1 снабжены,
кроме обычных запорных приспособлений, также дистанционными
моторными задвижками.
Парообразный бутан проходит затем последовательно несколько
теплообменников 5, где подогревается за счет горячей бутан-буте-
новой смеси, выходящей из печи дегидрирования. Перед тепло-
обменниками давление смеси при помощи регулятора давления
понижается примерно до 2 ат, а после теплообменников оно со-
ставляет 1,2 ат.
437
Температура на выходе из теплообменников составляет около
500°. Обычно в состав агрегата входит четыре теплообменника
одинаковой трубчатой конструкции. В первых двух как корпус,
так и трубки выполняются из обычной стали. В третьем трубки
делают из специального, содержащего кремний, материала, корпус
стальной. Наконец, последний делается целиком из кремнистого
материала — сихромаля. Необходимость применения специаль-
ного материала связана с, тем, что сталь при температурах 450°
438
и выше каталитически ускоряет крекинг бутана с образованием
сажи. Так как для бутана, идущего в печь и проходящего по меж-
трубному пространству, опасная температура достигается лишь
в последнем теплообменнике, только его и приходится делать цели-
ком из сихромаля. По трубкам проходит более горячая бутан-
бутеновая смесь, и ее температура опускается ниже опасного пре-
дела только после двух теплообменников, в которых и ставятся
трубки из сихромаля.
После теплообменников горячий бутан поступает в печь дегид-
рирования 6, имеющую форму вертикального цилиндра, в центре
которого находятся топочное и газораспределительное устройства,
а по окружности расположено в огнеупорной футеровке восемь
трубчатых секций, в трубках которых находится катализатор и
происходит реакция дегидрирования.
Каждая такая секция имеет шестнадцать расположенных коль-
цом двухдюймовых трубок длиной около 7 м. Центральная часть
секции заполнена полой насадкой, закрытой сверху и снизу.
Таким образом, при установке секции в печь в соответствующее
круглое окно футеровки для прохода газов остается кольцеобраз-
ное пространство, в котором размещены трубки. Секции сделаны
из сихромаля.
Топка Г помещается несколько ниже печи. Воздух и отопитель-
ный газ подаются в нее под некоторым давлением, которое имеется
и в самой топке. Продукты горения из топки сильной струей выхо-
дят в камеру смешения В и подсасывают продукты горения, уже
прошедшие вдоль трубок трубчатых секций печи. Таким образом
осуществляется циркуляция продуктов горения. Полученная смесь
по каналам, находящимся в верхней части печи, распределяется
по секциям, проходит их сверху вниз, обогревая реакционные
трубки, п в нижней части частично вновь инжектируется пото-
ком свежих продуктов горения, частично выводится из печи.
Отводимый из печи избыток продуктов горения проходит си-
хромалевый теплообменник 7, где он подогревает воздух, идущий
в топку печи, а затем выбрасывается в атмосферу.
Температура продуктов горения, выходящих из топки, соста-
вляет около 1350°, температура после смешения с циркуляцион-
ными продуктами горения 780—800° (температура последних
620—650°). Кратность циркуляции составляет 3,5—4,5.
Полученная в результате реакции бутан-бутеновая смесь вы-
водится снизу трубчатых секций, направляется в теплообмен-
ники 5 и проходит их последовательно навстречу поступающему
в печь бутану. Все горячие бутановые коммуникации выполнены
из сихромаля, чтобы предотвратить образование сажи, с чем свя-
зана возможность значительных неполадок.
После теплообменников бутан-бутеновая смесь, содержащая
также примеси более легких углеводородов и азота и имеющая
температуру 130—150°, поступает в коксовые фильтры 8. Послед-
ние представляют собой наполненные коксом емкости, служащие
для очистки смеси от увлеченной ею катализаторной пыли и саже-
439
образных загрязнений. Далее смесь проходит трубчатые водяные
холодильники 9, после чего направляется па компрессию.
Процент превращения бутана за проход составляет до 25%,
с выходом бутенов —85% на прореагировавший бутан. Объемная
скорость по газообразному бутану составляет около 700. Описанная
выше печь дает примерно 800 кг бутенов в час.
Существенное улучшение процесса дегидрирования бутана мо-
жет быть достигнуто за счет сушки катализатора перед печью де-
гидрирования. Поступающий на переработку бутан не должен
содержать более 0,1% по объему водяных паров; по возможности
не должен содержать влаги и катализатор.
Однако за счет адсорбции влаги дымовых газов катализатор
поглощает до 0,7% влаги и, кроме того, еще около 0,1% он погло-
щает из воздуха на пути к печи дегидрирования. Такая влажность
обусловливает содержание влаги в газах дегидрирования свыше
0,25%.
Подсушка катализатора позволяет примерно на 15% снизить
температуру дегидрирования, увеличивает на 12—15% превраще-
ние за проход (например, с 17,5 до 20%) и выход бутена на бутан,
а также позволяет существенно снизить расход серной кислоты при
алкилировании.
Сушка осуществляется продувкой катализатора в наклонном
барабане нагретым до 500° сухим азотом. Сушка циркулирующего
азота производится серной кислотой или другим методом.
§ 177.	Циркуляция и регенерация катализатора
В ходе процесса дегидрирования в результате побочных реак-
ций на поверхности катализатора откладывается кокс. Актив-
ность катализатора падает и через 10—12 час. он делается совер-
шенно непригодным. Для обеспечения нормальной работы уста-
новки продолжительность работы катализатора должна быть еще
меньше, всего 3—4 часа. Для того чтобы выполнить это требование,
дегидрирование бутана проводится на движущемся катализаторе:
в печь все время засыпается свежий катализатор, а из печи выво-
дится отработанный, который идет на регенерацию. Регенерация
заключается в выжиге кокса и проводится в специальных печах.
Затем катализатор вновь возвращается в процесс. Таким образом,
катализатор находится в непрерывной циркуляции, передвигаясь
то от реакторов к печам регенерации, то вновь поступая в реакторы.
Так как при этом катализатор все время истирается, то необходима
значительная его прочность. Каждый раз перед поступлением в печь
катализатор просеивается для удаления мелочи. Потери за счет
отсева, уноса с газом и т. п. покрываются подачей свежего катали-
затора.
Общая схема движения катализатора показана на фиг. 137.
Регенерированный катализатор ковшевым транспортером I
подается в приемную воронку 1 и оттуда на вибрационный гро-
хот 2. На грохоте происходит отделение пыли и мелочи, которые
440
проваливаются сквозь сито грохота и поступают в циклонный
сборник 4, снабженный отсасывающим вентилятором. Катализа-
тор остается в сборнике и по мере его накопления выгружается,
а отсасываемые газы выбрасываются в атмосферу.
Фиг. 137. Схема движения катализатора.
Просеянный катализатор поступает в промежуточный бункер 3.
Наполнение бункера отнимает около получаса.
Одновременно с наполнением промежуточного бункера 3 про-
исходит разгрузка наполненного отработанным катализатором
бункера 7. Выгружаемый катализатор забирается ковшевым транс
Ml
портером II, переносится им к загрузочной воронке 8 печи реге-
нерации и там разгружается.
Все это время печь дегидрирования не работает. При помощи
системы автоматически управляемых шиберов она отсоединена
от бункеров и газовых сетей.
Как только бункер 4 загружен, а 7 разгружен, приходит в
действие система автоматического управления. Задвижки, отъеди-
няющие печи от бункеров, открываются и включается в работу
разгрузочное устройство, включается система обогрева и подача
бутана.
Операции включения печи происходят в определенной после-
довательности, обеспечивающей безопасность работы. Одновре-
менно с включением печи происходит отключение промежуточных
бункеров, вибрационного грохота и разгрузочной системы; работа
грохота прекращается, и транспортеры I и II останавливаются.
Теперь катализатор из промежуточного бункера 3 поступает
в распределительное устройство 5 и из него распределяется по
трубчатым секциям печи. Схема такой секции показана в упрощен-
ном виде в левой части фигуры.
Катализатор поступает по трубке К и распределяется по всем
16 трубкам секции 6, которые доверху наполнены катализатором.
Сверху в секцию по лирообразной трубе, способной воспринимать
температурные деформации, подается бутан. В нижней части
секции имеется разгрузочное устройство, состоящее из обслужи-
вающих каждую трубку секции и приводимых в движение от об-
щего привода клапанов. Последние устроены в виде пробковых
кранов, которые попеременно закрываются и открываются. Перед
разгрузочным устройством на трубках устроены приспособления
для отделения бутан-бутеновых паров от катализатора. Общий прин-
цип этих приспособлений состоит в том, что трубка опирается
в открытую сверху воронку, которая заполнена катализатором.
Последний упомянутым разгрузочным устройством направляется
к нижней конусной части секции и далее к промежуточному бун-
керу. Бутан-бутеновая смесь выходит из воронок сверху и на-
правляется в сварной кольцевой коллектор печи и далее в теплооб-
менники.
Работа продолжается таким образом до тех пор, пока верхний
бункер 3 не окажется пустым. Тогда вновь включается устройство
автоматического управления, прекращается подача бутана в сек-
ции и отопительного газа в топку, выключается разгрузочное
устройство, производится продувка азотом, бункеры 3 и 7 пере-
ключением задвижек отъединяются от печи и соединяются с гро-
хотом 2 и с приемным устройством транспортера II. После этого
повторяется описанный выше процесс.
Схема регенерации катализатора показана в правой части
фиг. 137. Катализатор с ковшевого транспортера II выгружается
в приемную воронку 8, проходит вибрационный грохот 9 и соби-
рается в промежуточном бункере 10. Так же, как и на реакционной
печи, мелочь, прошедшая сквозь сито, собирается в циклонном
442
сборнике 11. Все присоединения к вибрационным грохотам снаб-
жены гибкими «гармониками», чтобы вибрации грохотов не пере-
давались остальным аппаратам.
Печь регенерации катализатора 12 представляет собой вер-
тикальный стальной футерованный цилиндр с конусными верхней
и нижней частью. На некотором расстоянии от футеровки в печи
помещен цилиндр из специальной штампованной сетки. В коль-
цевой промежуток между футеровкой и решетчатым цилиндром
вводятся содержащие кислород продукты горения, при помощи
которых производится регенерация катализатора, т. е. выжиг
отложившегося на его поверхности коксоподобного вещества.
Внутри упомянутого цилиндра расположен второй, меньшего
диаметра, также с конусным верхом. Внизу кольцевая щель
между обоими решетчатыми цилиндрами заканчивается разгру-
зочным устройством, представляющим собой конус, отводящий
катализатор к центру печи.
По высоте кольцевая щель делится на две неравные части.
Верхняя, большая, часть имеет стенки из упомянутого решетча-
того металла, нижняя имеет сплошные стенки и представляет
собой отливку. Футеровка печи выполнена таким образом, что
кольцевая щель между нею и наружным цилиндром также раз-
делена на две соответствующие части.
Катализатор, поступающий из бункера 10, заполняет кольце-
вое пространство между цилиндрами и выгружается снизу печи
в промежуточный бункер 13, откуда поступает на транспортер I и
далее к печам дегидрирования. Работа печи происходит также пе-
риодически и управляется автоматической системой.
Продукты горения с кислородом пронизывают слой катализа-
тора между цилиндрами, собираются во внутреннем цилиндре,
опускаются вниз и здесь выводятся из печи. Температура входя-
щей в печь газовой смеси составляет около 425°, на выходе ~450°.
Повышается она за счет тепла выгорания углерода.
На выходе из печи продукты горения проходят воздушный
холодильник 14, регулировка которою ведется изменением поло-
жения дроссельной заслонки на линии охлаждающего воздуха.
Затем продукты горения дымососом 16 вновь подаются в печь
с примесью некоторого количества воздуха. Дозировка последнего
ведется так, чтобы температура в печи не превышала допу-
стимой.
Наиболее высокая температура бывает в верхней конусной
части внутреннего цилиндра, где процесс выжига углерода идет
наиболее интенсивно. Температура в этой точке не должна пре-
вышать 560—580°. Для разогрева печи при пусках имеется топоч-
ное устройство 15, которое включается также в случае, если тепла
выжига углерода оказывается недостаточно для покрытия всех
потерь и поддержания нужных температур. Для охлаждения ката-
лизатора перед его поступлением в бункер 13 и нижнюю конус-
ную часть печи на нижней части кольцевой отливки, наполненной
катализатором, имеется водяная рубашка.
443
Для продувки коммуникаций, задвижек и промежуточных бун-
керов при переключении периодов работы как у печи дегидриро-
вания, так и у печп регенерации предусмотрены подводы сжатого
азота.
§ 178.	Компрессия, охлаждение и промывка
бутан-бутеновой смеси
Получаемый с печей дегидрирования газ, кроме бутана и бу-
тенов, содержит некоторое количество получающихся в резуль-
тате побочных процессов водорода, метана, этана, этена, про-
пана, пропена, бутадиена и дивинила. Кроме того, при продувках
печи в газовую смесь попадает некоторое количество азота. Эти
примеси, особенно бутадиен, дивинил, азот и водород, должны
Конденсат Вода
вода
Вутон^
бутен
8 канализацш& В Сь -газгольдер
Маслина
регенерацию
бутан-бутен
во алкилирование
Фиг. 138. Схема компрессии, охлаждения и промывки
бутан-бутеновой смеси.
быть отделены от газа с тем, чтобы на алкилирование поступила
по возможности лишь бутан-бутеновая смесь. Для этого газ дегид-
рирования сжимается и охлаждается, причем основная часть бу-
тана и бутенов конденсируется, после чего оставшийся еще в газе
бутан извлекается промывкой маслом под давлением.
Принципиальная схема процесса показана на фиг. 138.
Бутан-бутеновая смесь проходит через сепаратор 1 и затем
сжимается компрессорами 2 до 8—10 ат. Цифрами 3, 4, 5 на
схеме показана система охлаждения компрессора, состоящая из
холодильника 3, промежуточной емкости 4 и циркуляционного
насоса 5. Охлаждение производится при помощи конденсата, а
охлаждение последнего — свежей водой. Благодаря этому предот-
вращается отложение накипи и осадков на стенках охлаждающих
рубашек компрессора.
Сжатая газовая смесь проходит после компрессора маслоотде-
литель-сепаратор 6, снабженный насадкой и перегородками. Скон-
денсированные здесь более тяжелые примеси и задержанные капли
жидкости отводятся в бутановый газгольдер, а газовая смесь
444
поступает в горизонтальные трубчатые холодильники 7, охлаждае-
мые свежей или оборотной водой.
Здесь конденсируется большая часть бутана и бутенов. Полу-
ченный конденсат стекает в резервуар 9 и затем идет на алкили-
рование. Несконденсировавшиеся газы и пары поступают затем
в трубчатые холодильники 8, где охлаждаются до 8—12° при по-
мощи холодного аммиака или охлажденной до 5° в аммиачной хо-
лодильной установке воды.
В холодильниках 8 продолжается конденсация, причем кон-
денсат стекает также в резервуар 9. Аммиачная холодильная уста-
новка на схеме не показана.
Остаточный газ после холодильников 8 содержит еще бутан
и бутены и направляется на масляную промывку. Промывка
производится в трубчатом аппарате 10 при 8—10 ат и при-
мерно 5°.
Колонна охлаждается аммиаком, проходящим по межтруб-
.иому пространству аппарата. Масло стекает по трубкам, а на-
встречу ему проходит газ. Остаточный газ после промывки состоит
в основном из азота, к которому примешаны небольшие количества
водорода и углеводородных газов. Этот остаточный газ направляется
в сеть отопительного газа.
Бутан и бутены, оставшиеся в газе, а также значительная
часть других углеводородных составляющих растворяются в масле.
Последнее сначала дросселируется до давления около 1,5 ат
в насадочную колонку 11, где из него выделяется большая часть
растворенных газов. Выделившиеся газы направляются в бутано-
вый газгольдер, а масло — на регенерацию. Последняя прово-
дится, как обычно, путем подогрева масла и пропуска его через
отдувочную колонну. Выделившиеся при этом газы также идут
в бутановый газгольдер, а масло после охлаждения возвращается
на колонну 10.
Для экономии расхода тепла в системе регенерации масла пре-
дусматривается теплообмен между холодным маслом, идущим
на колонну, и подогретым, возвращающимся с колонны.
Наличие в бутиленах, поступающих на алкилирование, бута-
диена (СН2 = СН — СН = СН2) приводит к значительному уве-
личению расхода серной кислоты. Для удаления бутадиена бути-
лены гидрируют над специальным катализатором. Содержание
бутадиена в газах дегидрирования значительно уменьшается также
при применении сушки катализатора, чем и объясняется в основном
достигаемое при этом уменьшение расхода серной кислоты.
§ 179.	Алкилирование
Смесь бутан-бутеновой фракции и изобутана обрабатывается
при сильном перемешивании крепкой 92%-ной серной кислотой на
холоду, при температуре около нуля и нормальном давлении.
Процесс алкилирования сопровождается выделением тепла в
количестве около 250 кал на 1 кг алкилата, и низкая температура
445
процесса поддерживается путем испарения части реакционной,
смеси, которая затем сжимается, охлаждается, конденсируется и
возвращается вновь в процесс.
Для обеспечения наиболее полного использования бутенов
для алкилирования процесс ведется прп наличии большого избытка
изобутана. Обычно идущая на алкилирование смесь содержит
около 55% (весовых) изобутана, 16% бутенов, около 33% нор-
мального бутана и 2—3% углеводородов С2—С3. Таким образом,
избыток изобутана против теоретического количества, необходи-
мого по реакции, составляет примерно 5,5—6,0.
Если учесть циркуляционный бутан охлаждения, то избыток
изобутана еще больше и составляет 1С—12.
Продукты реакции, выходящие из реакторов или алкилаторов,
состоят (без учета бутана охлаждения) из 1,8—2,2’% Сх + С2 + С3,
46—48% изобутана, 30—32% нормального бутана, 18—19,5%
алкилата и содержат немного пентанов.
Взаимодействие а- и ^-бутенов с изобутаном идет в основном
с образованием следующих изооктанов:
сн3	сн3
СН,—СН,—СН = СН2-}-СН—СН8->СН3—СН2—СН2—СН2—С—GH»
*	«	£> I	9	v	£>	4	и	if
сн3	сн3
сн3 сн3
СН3—СН2-^СН—С—сн3
сн3 /	сн3
СН,-СН=СН—СН34-СН—сн3
сн8 \	сн3
СН8—ОН—СН2-^С-СН3
сн3 сн3
Октановые числа их соответственно равны: 2,2-диметилге-
ксана — 77; 2,2,3-триметилпентана — 102; 2,2,4-триметилпентана —
100.
Одновременно получаются некоторые количества 2,3,4 и 2,3,3-
триметилпентанов, что показывает на протекание наряду с алки-
лированием также реакции изомеризации.
44в
Кроме октанов, получается некоторое количество продуктов
реакции с числом углеродных атомов 5, 6 и 7, а также и продукты
более глубокого уплотнения с числом углеродных атомов 12 и
более. В ходе дальнейшей переработки реакционной смеси эти
примеси, особенно высококипящие продукты полимеризации,
должны быть удалены из алкилата.
Количество серной кислоты, вводимой в алкилаторы (цо объему),
нормально равно количеству загрузки. Кислота выводится из
процесса вместе с реакционной смесью, отделяется в сепараторах
и возвращается в процесс. В ходе реакции концентрация кис-
лоты падает за счет образования так называемых «кислых смол».
Так как для протекания процесса важно, чтобы концентрация
кислоты не упала ниже 85—87%, часть кислоты выводится из про-
цесса и заменяется концентрированной свежей кислотой.
Расход кислоты составляет 20—30% от веса алкилата. Отра-
ботанная кислота поступает на установки для регенерации, откуда
частично возвращается для повторного использования.
Полученная реакционная смесь тщательно отделяется от остат-
ков кислоты, промывается щелочью и направляется на раздели-
тельные фракционирующие установки. Схема алкилирования и
промывки показана на фиг. 139.
Смесь бутана охлаждения, изобутана с изобутановой колонны,
изобутана с установки разделения бутанов и бутан-бутеновой
смеси из цеха дегидрирования проходит теплообменник «труба
в трубе» и снизу поступает в алкилаторы 2. Сюда же насосом 19
подается сверху циркуляционная серная кислота из сепаратора 5
и свежая серная кислота из мерника 4.
Алкилатор представляет собой вертикальную цилиндрическую
емкость объемом около 25 м3, изолированную снаружи и снабжен-
ную мешалкой, обеспечивающей перемешивание кислоты и реак-
ционной смеси. Дополнительное перемешивание и в то же время
охлаждение алкилатора достигается отсосом бутана, что приводит
к интенсивному его испарению.
Отсасываемые пары проходят ловушку 3, где отделяются от
увлеченных ими капель жидкости, и далее направляются к ком-
прессорам бутана охлаждения для сжатия, конденсации, охлаж-
дения и возврата в процесс. Примерный состав бутана охлаждения
(в %):
Нормальный бутан..........32—40
Изобутан..................50—60
Пропан....................5—10
С5 ......................	.	0,5
Имеются также конструкции алкилаторов с чисто механиче-
ским перемешиванием и охлаждением при помощи хладоагента,
протекающего по системе труб, расположенных в аппарате. При
использовании таких алкилаторов система циркуляции бутана
охлаждения оказывается излишней.
Нормальное время пребывания реакционной смеси в алкила-
торе составляет 20—30 мин. Несмотря на интенсивное перемеши-
447
вание, кислота все же собирается в нижней части, откуда и по-
дается насосом 19 обратно. Реакционная смесь выводится из сред-
ней части, идет в сепаратор объемом 35 м'\ где отделяется от за-
хваченной кислоты и насосом 6 качается через теплообменник 1
в систему тонкого отделения кислоты. Кислота из сепаратора 5
насосом 19 возвращается в процесс. Часть кислоты тем же насо-
448
сом 19 подается в мерник 7, снабженный переливной трубкой,
соединяющей его с сепаратором 5. Из этого мерника насосом 20
кислота перекачивается в резервуар отработанной кислоты 8 разме-
ром 35 .и3 и далее насосом 21 может быть направлена на регене-
рацию.
В случае надобности тем же насосом 21 кислоту можно напра-
вить через напорную емкость 9 объемом 8 м3 в мерник 4 алкила-
тора. Свежая кислота подается из прибывающих цистерн в резер-
вуар 11 размером 35 м3, насосом 21 перекачивается в напорный
резервуар 9 и оттуда через мерник 4 в алкилатор.
В резервуаре отработанной кислоты 8 от нее отстаивается
увлеченный кислотой алкилат. Так как он сильно загрязнен и
заполимеризован, то он выводится из системы через дополнитель-
ный сепаратор 10 размером 5 м3, где происходит дополнительное
отстаивание от кислоты.
Реакционная смесь, пройдя теплообменник 1 и отдав там свой
холод свежей загрузке, поступает в систему, состоящую из четырех
отстойников 12, имеющих объем около 100 м3 каждый и располо-
женных ступенчато, так что обеспечивается самотек продукта
из одного отстойника в другой. Смесь вводится в среднюю часть
первого, наиболее высоко расположенного отстойника, выводится
из верхней его части, поступает в среднюю часть следующего и т. д.
По пути смесь тщательно отстаивается от увлеченных ею мелких
капель кислоты и направляется затем на щелочную промывку.
Кислота, которая собирается в нижней части отстойников, сте-
кает по линии 13 в горизонтальный 10-кубовый резервуар 22 и
оттуда в емкость 8 или 9.
Сепараторы-отстойники 12 работают так же, как и резервуар 22,
под давлением около 4 ат и кислота из резервуара 22 идет в емко-
сти 8 и 9 без насосов за счет давления в резервуаре.
Отстоявшаяся от кислоты реакционная смесь насосом 23 через
диафрагмовый смеситель 28 подается в сепаратор, 14 емкостью
100 м3. В смеситель 28 насосом 25 подается щелочной раствор из
нижней части сепаратора 14. В смесителе 28 раствор щелочи и
реакционная смесь интенсивно перемешиваются, причем происходит
нейтрализация оставшихся еще в смеси следов кислоты. Смесь
продукта и щелочного раствора разделяется затем в сепараторе 14,
откуда щелочь вновь подается на смешение, а продукт проходит
вторую ступень промывки — смеситель 29, обслуживаемый насо-
сом 26, и сепаратор 15. После этого продукт откачивается насосом 27
на разделение алкилата от фракции С4.
Свежая щелочь поступает в 35-кубовый резервуар 16. Отсюда
насосом 24 раствор перекачивается в емкость 17, где он доводится
до нужной концентрации, и затем тем же насосом 24 подается в
сепараторы. Отработанная щелочь давлением процесса (3 ати)
по мере надобности выпускается в резервуар 18, откуда откачи-
вается насосом 24.
Кислотные и щелочные емкости, отстойники и сепараторы снаб-
жены паровыми рубашками и водомерными стеклами. В ряде точек
29 зав. № 224 2.	449
системы имеются подводы азота. Все аппараты имеют продувочные
линии.
В цехе установлен ряд автоматических регуляторов. Регуля-
торы давления поддерживают заданное давление. На сепарато-
рах 12, 14, 15, 5 установлены регуляторы уровня. Отсос бутана
охлаждения регулируется автоматически по температуре в алки-
латоре.
§ 180.	Дестилляционная установка
Схема дестилляционной установки представлена на фиг. 140.
Реакционная смесь из цеха алкилирования и промывки по-
дается насосом 1 на дестилляционную установку, состоящую из
пяти колонн, которые могут быть насадочными или колпачковыми.
На колонне I реакционная смесь разделяется на сырой алки-
лат и легкие углеводороды. Сырой алкилат отбирается снизу
колонны, причем отбор его регулируется при помощи регулятора
уровня, поплавок которого воздействует на задвижку, находя-
щуюся на линии отбора алкилата, после холодильника 29. Смесь
нормального и изобутанов и пропана отбирается с верха колонны,
проходит конденсатор 2 и в жидком виде собирается в промежу-
точном бачке 3. Отсюда часть продукта в виде орошения насосом
4 подается на колонну, а часть насосом 5 откачивается на
склад промежуточных продуктов. Подача орошения регулируется
при помощи регулятора расхода, откачка на склад — при помощи
поплавкового регулятора уровня.
Реакционная смесь подается через паровой нагреватель 6 в
среднюю часть колонны. Количество загрузки поддерживается
постоянным регулятором расхода. Температура поддерживается
терморегулятором, воздействующим на подачу пара в подогрева-
тель, и составляет 60°.
В нижней части колонны имеется паровой кипятильник 7.
Температура здесь составляет 173° и поддерживается постоянной
при помощи терморегулятора, воздействующего на подачу пара
в кипятильники.
Температура верха колонны составляет 47° и поддерживается
постоянной косвенным путем за счет поддержания постоянного
давления в 4,2 ати при постоянной подаче орошения и продукта.
Давление поддерживается регулятором уровня, воздействующим
на подачу воды в конденсатор.
В общей сложности колонна имеет, таким образом, семь авто-
матических регуляторов, обеспечивающих почти полную автома-
тизацию ее работы.
Нужно еще отметить, что как алкилат, так и пропан-бутановая
смесь могут направляться на последующую переработку и
прямо с колонны, минуя емкости склада промежуточных про-
дуктов.
Сырой алкилат поступает в колонну IV через подогреватель 28.
Постоянная подача насосом 27 алкилата поддерживается регуля-
тором расхода, постоянная температура — терморегулятором, воз-
450
действующим на подачу пара в нагреватель. Температура у входа
продукта поддерживается на уровне 93—95°.
Снизу колонны отбирается тяжелый остаток, количество кото-
рого составляет 3—5% по отношению к суммарному алкилату.

Он выкипает в интервале 180—350° и представляет собой продукт
более глубокой полимеризации С4 — углеводородов. Отбор его
(через насос 16 и холодильник 77) регулируется поплавковым
регулятором уровня. Температура низа колонны составляет 175®;
29*	451
подогрев ведется при помощи снабженного терморегулятором па-
рового кипятильника 8.
Алкилат отбирается с верха колонны, которая работает под
вакуумом, создаваемым вакуум-насосом 12, включенным к про-
межуточному бачку 11 после холодильника 10 верхнего продукта.
Температура верха колонны составляет 90° и поддерживается термо-
регулятором, воздействующим на подачу орошения.
Верхний продукт проходит сначала через теплообменник 9,
где подогревает загрузку колонны I, затем идет в конденсатор-
холодильник 10 и поступает в бачок-сепаратор 11. Так как колонна
работает с подачей острого пара, то в бачке-сепараторе в результате
конденсации получается слой воды и слой алкилата. Как вода,
так и алкилат отбираются при помощи насосов 13, 14 и 15. Регу-
ляторы уровня регулируют откачку.
Получаемый с колонны IV алкилат содержит избыточное коли-
чество легких фракций и имеет слишком высокую упругость паров.
Для того чтобы получить продукт, соответствующий техническим
требованиям, его направляют на стабилизацию в колонну V, рабо-
тающую под давлением в 3 ати. Алкилат подается насосом 18
через теплообменник 19 и паровой нагреватель 20 в среднюю часть
колонны, где поддерживается температура около 100°. Алкилат
берется или из емкости склада промпродуктов, или непосред-
ственно с напорной линии насоса колонны IV после регулятора.
Подача регулируется регулятором расхода, температура — тер- •
морегулятором, воздействующим на подачу пара к нагрева-
телю.
Температура низа колонны поддерживается на уровне 160°
при помощи парового кипятильника 21, снабженного терморегу-
лятором. Нижний продукт после насоса 26 проходит теплообменник
19, где подогревается поступающий на колонну алкилат, затем
холодильник 22, после которого стоит регулирующая задвижка,
работающая от поплавкового регулятора уровня.
Отбираемая с верха колонны легкая головная фракция про-
ходит конденсатор 23 и собирается в промежуточной емкости 24.
Температура верха колонны составляет 70° и поддерживается
постоянной путем поддержания постоянного давления в 3 ати.
Это в свою очередь достигается посредством регулятора давления,
действующего на подачу воды в конденсатор-холодильник.
Отбор продукта на орошение из промежуточной емкости ве-
дется (насосом 25) через регулятор расхода. Отбор продукта на
складскую емкость ведется через регулятор уровня. Количество
головной фракции, отбираемой с верха колонны V, нормально
очень невелико и не превышает дробной доли процента суммар-
ного алкилата.
Бутан-пропановая смесь частью непосредственно с колонны I
(через насос 30), частью через емкость склада промежуточных
продуктов подается на бутаноразделительную колонну II, работаю-
щую под давлением около 8 ати. Продукт подается в среднюю
часть колонны, причем заданная температура в сечении ввода про-
452
дукта поддерживается регулятором, воздействующим на подачу
пара в подогреватель 31.
Снизу колонны II отбирается через насос 32 и холодильник 33
нормальный бутан. Регулировка отбора ведется поплавковым
регулятором уровня. Температура низа колонны поддерживается
равной 83—84° терморегулятором, воздействующим на подачу
пара к кипятильнику 34.
С верха колонны II при 65,8—67,0° отбирается смесь пропана
и изобутана. Она проходит конденсатор 35, собирается в промежу-
точной емкости 36 и через регулятор уровня и холодильник 37
направляется на склад. Подача орошения регулируется при помощи
регулятора расхода. Температура верха поддерживается регуля-
тором давления, регулирующим подачу воды на конденсатор.
Бутаноразделительная колонна является самой большой из
колонн дестилляпионной установки и имеет высоту больше 30 м.
Последняя колонна III пропановая, работает под давлением
около 18 ати с температурой верхнего продукта около 60° и тем-
пературой низа около 92°.
Продукт подается насосом 38 через паровой нагреватель 39
при 80°. На входе установлены терморегулятор и регулятор рас-
хода. Колонна имеет паровой кипятильник 40 с терморегулятором.
Изобутан отбирается снизу колонны через промежуточную урав-
нительную емкость 41 и холодильник 42. Отбор регулируется
регулятором уровня.
С верха колонны отбираются пропан и неконденсируюшиеся
газы. Пропан конденсируется в холодильнике 43 и вместе с оста-
точным газом идет в промежуточную емкость — сепаратор 44.
Отсюда часть пропана насосом 45 через регулятор расхода по-
дается на колонну как орошение, а остаток через холодильник 46
и поплавковый регулятор уровня давлением колонны транспорти-
руется в складские емкости.
Неконденсирующиеся газы из сепаратора через регулятор дав-
ления отводятся в сеть отопительного газа.
Из приведенного описания видно, что дестилляпионные уста-
новки алкилатного производства отличаются высокой степенью
автоматизаппи и значительной сложностью. Работа каждого из
агрегатов тесно связана с работой остальных, и необходима точ-
ная их взаимная согласованность.
Схема дестилляции с приведением данных материального ба-
ланса представлена на фиг. 141.
Примерные показатели процесса при переработке смеси нормаль-
ного бутана и изобутана в соотношении 1 : 1 следующие (в %):
Товарный алкилат ....................
Полимеры ............................
Головка . . . . •	................
Жидкий пропан........................
Углерод ................ ............
Остаточные газы .....................
Потери с H2S04.......................
Потери в спстеме...................
75	1
2_з | 79 сырого
0,5-1,0 J алкилата
0,5
0,5
6—8
1,0
12—15
453
Высокие потери в системе связаны со сравнительно невысокими
выходами за проход при дегидрировании.
Продолжительность работы катализатора дегидрирования около
300 часов. Таким образом, из каждой печи дегидрирования ежесу-
точно должно выводиться и заменяться свежим ~185 л, или 420 кг,
катализатора. На 1 т товарного алкилата расходуется 6,5—7,0 кг
катализатора.
Смесь алии пата и газов из цеха
алкилирования
1100
На дегидри-
рованье
| Промеж. емкость\
На а л кили-
дювание
Разделитель -
ноя колонна
12S
57,4
| Промеж, ем.чдсп |
! Промеж емкост^,
Отделение
н- путана
\Десплля- ]
I и.ия г
[н-бутан,
i Промеж емкхть !
J Отделение
| пропана
0,11
I------\Изобутин\ 1
68,8
0,10 0,35
Потери
i-J Остаток
1200350°
j Пропан |
у>рагцм 5
I I до W j
♦
11,6
Фиг. 141. Схема дестилляция и материальный баланс процесса.
По данным одной из установок основные расходные показатели
в расчете на 1 m товарного алкилата составляли:
Пар высокого давления, m............
» низкого »	»	..........
Электроэнергия, квт-ч ..............
Вода:
оборотная, м3 ..............
свежая » ...................
Отопительный газ, мегакал...........
Азот, м3............................
Сжатый воздух, м3...................
7,43
1,54
400 4-370 градирен
547
15,5 4-10% на градирню
2,1
117
45
§ 181.	Состав производства алкилата
Производство алкилата представляет собой большое закон-
ченное производство, в состав которого входит ряд крупных цехов.
Основными из этих цехов, перечисляя их в порядке технологиче-
454
ской схемы процесса, являются: склад исходного бутана, цех
дегидрирования бутана, цеха компрессии, охлаждения, конден-
сации и масляной отмывки, цех алкилирования, цех сепарации
кислоты и щелочном мойки, пех компрессии холодильного бутана,
цех дестилляции бутан-алкилатной смеси, склад промежуточных
продуктов, склад готовой продукции.
В состав завода входит также ряд вспомогательных объектов,
в том числе газгольдеры, складские емкости для щелочи и кислоты,
аварийные емкости и др.
В состав производства алкилатов входят, кроме того, цехи изо-
меризации бутана и регенерации серной кислоты.
§ 182.	Изомеризация бутана
Во многих случаях промышленной практики количество нор-
мального бутана, которым располагает завод, оказывается избы-
точным по сравнению с наличием изобутана и поэтому не
может быть полностью использовано для производства алки-
лата.
В таких случаях в состав производства алкилата вводится до-
полнительная установка для изомеризации нормального бутана,
т. е. получения из него изобутана. Процесс изомеризации прово-
дится в присутствии катализатора — хлористого алюминия в жид-
кой или в паровой фазе. Ниже приводится краткое описание
схемы установки для парофазной изомеризации бутана в при-
сутствии безводного хлористого алюминия и хлористоводородной
кислоты, являющейся активатором.
Процесс идет при температуре 100—112° и давлении около
14 ат. Превращение за проход составляет около 35—40%, суммар-
ный выход при работе с рециркуляцией достигает 95—96%.
Расход хлористого алюминия около 12 кг, а хлористого водо-
рода ~ 4 кг на 1 т готового изобутана.
Установка для изомеризации состоит в основном из реакторной
части, дестилляционного агрегата, где производится отделение
хлористого водорода от бутан-изобутановой смеси, и установки
щелочной промывки, после которой бутановая смесь направляется
на бутаноразделительную колонну дестилляционной установки,
входящей в состав производства алкилата.
Упрощенная принципиальная схема установки изомеризации
показана на фиг. 142.
Поступающий на установку бутан просушивается путем про-
пускания через концентрированную серную кислоту и насосами
подается в паровые испарители 1. Полученные пары бутана смеши-
ваются затем в дюзовом смесителе 16 с хлористоводородной кисло-
той HG1, поступающей с дестилляционной колонны 2. Полученная
смесь подогревается до 120° в паровом нагревателе 3 и поступает
снизу в реакторы 4, наполненные кусковым безводным хлористым
алюминием.
Состав смеси: 92% бутана, 8% НС1.
455
Реакторы представляют собой вертикальные колонные аппа-
раты и имеют паровой обогрев, который обычно включается только
при пуске, для начального разогрева аппаратуры. При последую-
щей нормальной работе теплопотери покрываются за счет тепла
реакции изомеризации, и температура процесса поддерживается
сама собой.
В ходе процесса происходит образование жидкого неактивного
шлама комплексных соединений хлористого алюминия. Шлам
выпускается периодически через штуцер в нижней части реакторов.
При температурах процесса происходит возгонка (сублимация)
хлористого алюминия, который затем осаждается на коммуника-
циях и стенках аппаратуры, что приводит к закупоркам и много-
численным неполадкам. Каждые две недели установку приходится
останавливать на чистку.
Для борьбы с этим явлением используют подачу жидкого газа
в верхнюю часть реакторов, оставляют свободное место над слоем
хлористого алюминия, чтобы понизить скорость движения паро-
газового потока.
Предложено также вводить в смесь продуктов реакции на вы-
ходе из реактора небольшое количество олефинов (~ 0,1%). Полу-
чающийся при этом в ходе конденсации шлам оказывается жидким
и стекает по трубкам и стенкам аппаратов. Пробег установки воз-
растает до 4 недель. Еще более эффективные результаты дает фрак-
ционированное охлаждение продуктов реакции — сначала до 60—
65° и затем уже до окончательной температуры охлаждения.
Реакционная смесь из реакторов проходит конденсаторы 5 и
направляется затем в промежуточные емкости 6. Отсюда конденсат
насосами 7 через теплообменник 8, где он подогревается от исход-
456
ных 30° до 60—65°, подается в дестилляционную колонну 2, кото-
рая обычно имеет 20—25 тарелок.
Колонна работает при давлении 20—25 ат, при температуре
верха 55—60° и низа 120°. Обогрев колонны ведется выносным па-
ровым кипятильником или внутренним змеевиком 9.
Снизу колонны отбирается смесь бутана и изобутана, которая
проходит теплообменник 8, где охлаждается от исходных 100—
120° до 50—60°, холодильник 10 и установку щелочной промывки.
Последняя состоит из диафрагмового смесителя 11, сепаратора 12
и насоса 13.
Хлористый водород вместе с частью пропана и бутанов выходит
с верха колонны и поступает в дефлегматор 14, где часть продукта
конденсируется и в виде орошения возвращается на колонну.
Остаток через подогреватель 15 поступает к дюзовому смесителю 16,
чем и замыкается цикл хлористого водорода.
В ходе работы на заполняющем реакторы хлористом алюминии
происходит отложение высококипяших продуктов, получающихся
вследствие протекающих побочных процессов. Это приводит к па-
дению активности хлористого алюминия, который периодически
приходится заменять.
Для того чтобы исключить возможность соприкосновения хло-
ристого водорода с водой, что приводит к образованию сильно
разъедающей металлы соляной кислоты, теплообменники и холо-
дильники установки делаются типа «труба в трубе» или змееви-
ковые.
Выводимые с установки продувочные газы пропускаются через
щелочные промыватели и только после этого выбрасываются в
атмосферу.
§ 183.	Связь промышленности искусственного жидкого топлива
и нефтеперерабатывающей промышленности
Современная промышленность переработки нефти в значитель-
ной степени является промышленностью, производящей искус-
ственное жидкое топливо. В самом деле, в большинстве процессов,
применяемых в настоящее время для производства моторных топ-
лив, происходят глубокие химические изменения тех веществ,
которые содержатся в исходных сырых фракциях нефти. Так,
процессы крекинга во всех его видах, процессы пиролиза, арома-
тизации с достаточным основанием могут быть отнесены к про-
цессам производства искусственного жидкого топлива.
То же самое относится и к различным процессам, связанным
с переработкой легкого углеводородного газообразного сырья,
каким являются газы, получаемые в ходе крекинга и при других
процессах переработки нефти.
Такие процессы, как полимеризация, алкилирование, изоме-
ризация, являются уже типичными процессами синтеза, а полу-
чаемые в результате продукты представляют собой искусственно
приготовленные вещества, которые в ряде случаев содержат
457
соединения, почти или полностью отсутствующие в природной
нефти.
Различные синтетические процессы глубоко проникли не только
в область производства легких моторных топлив. Они захваты-
вают и область производства смазочных масел, где широко исполь-
зуются искусственные, синтетические присадки и компоненты,
добавляемые к смазочным маслам для улучшения их свойств.
Необходимо также отметить, что после этого масла сильно отли-
чаются от тех исходных нефтяных фракций, из которых они полу-
чены. Это резкое отличие является результатом глубокой и интен-
сивной обработки исходных фракций, в процессе которой проис-
ходит значительное изменение их группового состава.
Процесс крекинга в некоторых отношениях близок к основному
процессу промышленности искусственного жидкого топлива —
процессу деструктивной гидрогенизации. В том и другом случае
целевая задача одинакова, а именно получение более легкого про-
дукта — бензина, дизельного топлива — из исходного, более тя-
желого, сырья. Основная разница состоит в том, что в случае кре-
кинга эта задача выполняется за счет перераспределения водорода
исходного сырья с неминуемым обеднением водородом части про-
дукта и получением тяжелого остатка, в то время как при де-
структивной гидрогенизации за счет подвода водорода со стороны
удается устранить это обеднение водородом части сырья и пере-
вести почти целиком исходный продукт в облагороженное легкое
топливо, обогащенное водородом.
Если обратиться к промышленности искусственного жидкого
топлива, понимая под ней процессы полукоксования, синтеза топлив
из газов и деструктивной гидрогенизации, то и здесь можно видеть
теснейшую связь с нефтеперерабатывающей промышленностью.
Только начальные, исходные процессы — собственно процесс
полукоксования, процесс газификации и синтеза, процесс жидко-
фазной гидрогенизации — являются отличными от процессов, ис-
пользуемых в нефтепереработке.
Что касается последующих процессов производства, то здесь
вообще трудно провести резкую границу. Процессы разгонки,
крекинга, ароматизации, производства алкилатов и т. д. исполь-
зуются как в нефтеперерабатывающей промышленности, так и
в промышленности искусственного жидкого топлива, отличаясь
только в связи с различным характером исходного сырья, т. е.
другим его групповым и фракционным составом. Промышленность
искусственного жидкого топлива широко использовала и исполь-
зует опыт промышленности переработки нефти, откуда она заим-
ствовала большое количество процессов и производств, разрабо-
танных сначала применительно к переработке нефтепродуктов.
В схемах заводов деструктивной гидрогенизации при работе
на тяжелых нефтепродуктах и смолах возможно еще более полное
сращивание процессов, обычно применяемых на таких заводах,
с некоторыми процессами переработки нефтяных продуктов, в част-
ности, с процессом каталитического крекинга.
458
Использование принципа работы с кипящим слоем или с ожи-
женным пылевидным катализатором, широко применяемого в про-
цессе каталитического крекинга нефтяных продуктов, открывает
возможность резкого усовершенствования и повышения эффектив-
ности существующих в настоящее время методов синтеза топлив из
газов (синтин-процесс).
Для современной нефтеперерабатывающей промышленности яв-
ляется характерным стремление ко все более глубокой переработке
исходного нефтяного сырья с максимальным получением светлых
фракций. Для достижения этой цели оказывается недостаточным
использование лишь старых известных процессов, основанных на
отгонке из нефти легких фракций и на термическом расщеплении —
крекинге — тяжелых фракций. Необходимо использование новых,
каталитических, процессов, которые помогают наиболее целесо-
образно использовать содержащиеся в исходном сырье ресурсы
водорода и переработать это сырье с получением максимального
выхода ценных продуктов.
Следует также иметь в виду, что в последние годы в перера-
ботку вовлекаются все более тяжелые, высокосмолистые и высоко-
сернистые нефти с малым потенциальным содержанием легких
фракций. К таким нефтям относятся почти все нефти Второго Баку,
абсолютное и относительное значение которого возрастает из года
в год.
Стремление к углублению переработки нефти вместе с утяже-
лением состава перерабатываемых нефтей приводит к необходи-
мости разработки наиболее рациональных способов и путей пере-
работки получающихся в больших количествах тяжелых остатков:
тяжелых мазутов, гудронов и полугудронов.
В течение последних лет ряд таких процессов разработан и
продолжает разрабатываться. Среди них так называемый процесс
замедленного коксования, приближающийся по своей сущности и
технологическому оформлению к процессу крекинга до кокса, а
также различные процессы переработки тяжелых нефтепродуктов
на движущихся каталитических и некаталитических насадках,
отличающиеся друг от друга типом насадки, условиями работы и
деталями конструктивного оформления.
Общей чертой всех процессов переработки нефти и нефтяных
фракций является то, что при этих процессах происходит пере-
распределение водорода, который, грубо говоря, накапливается
в более легких продуктах и уходит из более тяжелых. Чем тяже-
лее продукт, тем беднее он водородом и тем труднее, естественно,
переработать его для получения ценных светлых нефтепродуктов.
Вследствие этого переработка тяжелых нефтяных остатков
сопровождается значительным коксообразованием.
Исчерпывающим решением вопроса переработки тяжелых нефте-
продуктов могло бы явиться непосредственное использование про-
цесса гидрогенизации. Однако этот процесс сложен в технологи-
ческом оформлении и очень дорог. В силу этого возникает задача
наиболее рационального использования процесса деструктивной
459
гидрогенизации с тем, чтобы он был приложен к наиболее узким
участкам общей технологической схемы переработки нефти и дал
наибольший эффект.
Наряду с указанной задачей возникает другая, а именно —
задача рационального сочетания методов деструктивной гидроге-
низации с методами современной нефтепереработки в случаях пе-
реработки сырья не нефтяного происхождения — смол, бурого и
каменного угля и др.
Современный процесс каталитического крекинга дает возмож-
ность перерабатывать тяжелое сырье с концом кипения до 450° и
в отдельных случаях даже до 500°. Таким образом, при сочетании
процесса жидкофазной гидрогенизации с последующим каталити-
ческим крекингом полученного гидрогенизата создается возмож-
ность отбора масла с более высоким концом кипения.
В свою очередь это указывает на возможность значительной
интенсификации жидкофазной гидрогенизации за счет увеличения
объемных скоростей. Таким образом, дорогостоящий реакционный
объем аппаратуры высокого давления используется более эффек-
тивно.
Каталитический крекинг гидрогенизата позволяет в значитель-
ной степени сократить реакционный объем паровой фазы и дает
возможность получать бензины, обладающие по сравнению с чисто
гидрогенизационным бензином более высокими моторными свой-
ствами.
ЧАСТЬ СЕДЬМАЯ
ПЕРЕРАБОТКА СТОЧНЫХ ВОД ЗАВОДОВ
ИСКУССТВЕННОГО ЖИДКОГО ТОПЛИВА
Глава XVIII
ПЕРЕРАБОТКА ФЕНОЛЬНЫХ СТОЧНЫХ ВОД
§ 184.	Происхождение и характеристика сточных вод
При всех процессах переработки горючих и производства искус-
ственного жидкого топлива получаются значительные количества
отбросных сточных вод, которые содержат различные загрязняю-
щие их примесп.
Происхождение и состав сточных вод могут быть весьма
различны. Часть вод получается за счет влаги поступающего на
переработку топлива. Так, при коксовании, полукоксовании,
газификации исходное горючее постоянно содержит некоторое
количество влаги, которая переходит в продукты перегонки и гази-
фикации и обнаруживается при конденсации поступающей паро-
газовой смеси. Часть вод представляет собой так называемую пиро-
генную влагу, которая получается за счет связывания кислорода
сырья в процессах сухой перегонки топлива, при синтезе топлив
из газов и при деструктивной гидрогенизации топлив.
В ряде случаев вода вводится в процесс со стороны либо в
качестве одного из реагентов, либо для отмывки загрязнений,
промывки коммуникаций и т. п. Так, при процессах газификации
в состав дутья, подаваемого в генераторы, входят водяные пары.
Последние лишь частично вступают в реакцию с углеродом горю-
чего, так что неразложившийся остаток водяных паров выходит из
генератора вместе с полученным газом и конденсируется при охла-
ждении последнего.
При деструктивной гидрогенизации промывочная вода подается
в блоки высокого давления для предотвращения отложения солей
и закупорки коммуникаций.
Значительные количества воды получаются при охлаждении
продуктов в холодильниках непосредственного действия.
Таким образом, во всех случаях, когда вода приходит в непо-
средственное соприкосновение с горючими и продуктами их пере-
работки, она воспринимает те или иные загрязняющие примеси.
Количества сточных, загрязненных вод, получающихся в про-
мышленности переработки горючих, а также количества и состав
461
находящихся в них примесеи изменяются в широких пределах.
При этом, как правило, чем большее количество получается сточ-
ных вод, считая на единицу переработанного сырья, тем меньше
в них концентрация примесей.
Содержащиеся в сточных водах примеси могут быть условно
разбиты на механические примеси (твердые примеси, масла, смолы)
и растворенные вещества (летучие с водяным паром и не летучие
с водяным паром).
Твердые примеси состоят главным образом из угольной, коксо-
вой или полукоксовой пыли, которая увлекается из печей и реак-
ционных аппаратов и затем выделяется в конденсационной аппа-
ратуре. Эти примеси отделяются из воды в виде шлама, в состав
которого входят твердые вещества, пропитывающие их масла и
вода. Необходимо принимать все меры к возможно полному удале-
нию шлама, так как, осаждаясь в коммуникациях и аппаратуре,
он приводит к их постепенной забивке, связанной с необходимостью
периодических остановок для очистки.
Масла, смолы и аналогичные продукты попадают в сточные
воды вследствие недостаточно удовлетворительной работы лову-
шек, отстойников и сепараторов. Более тяжелые составляющие,
имеющие удельный вес больше единицы, удаляются обычно вместе
с твердыми примесями в виде шлама, а более легкие, плавающие
на поверхности воды, отделяются в специальных разделительных
бассейнах и емкостях.
Механические примеси удаляются из сточных вод в ходе пред-
варительной обработки, после которой воды направляются на
дальнейшую переработку для извлечения из них растворенных
веществ.
Растворенные вещества, находящиеся в сточных водах, состоят
из различных органических и неорганических соединений. В их
число входят различные аммонийные соли органических и неорга-
нических кислот, углекислота, сероводород, альдегиды, кетоны,
карбоновые кислоты, одноатомные и многоатомные фенолы, пири-
дин и его гомологи и т. д.
При высокотемпературных процессах переработки горючих
(коксование, газификация) получаются воды, содержащие преиму-
щественно неорганические компоненты. При низкотемпературных
процессах термического разложения твердых топлив, при процес-
сах синтеза топлив из газов и деструктивной гидрогенизации сточ-
ные воды содержат значительное количество органических соеди-
нений
Так, надсмольные воды коксохимического производства со-
держат значительное количество аммиака, а в конденсационных во-
дах получаемых в процессе синтеза среднего давления, содер-
жится значительное количество органических кислородных со-
единений.
Примерный состав сточных вод заводов деструктивной гидро-
генизации топлив был приведен в § 158.
4С>2
Извлечение растворенных веществ из сточных вод имеет целью
их очистку и обезвреживание с попутным (по возможности) полу-
чением полезных продуктов.
Многие из растворенных в сточных водах примесей предста-
вляют собой вредные, ядовитые вещества, в связи с чем спуск таких
вод в реки, озера и другие водоемы является недопустимым. В рав-
ной степени недопустим и сброс вод, содержащих загрязнения
в виде смол и масел. Спуск таких неочищенных вод приводит к
загрязнению окружающей местности и губительно действует на
состояние и население рек, прудов, озер и т. п. Попадание значи-
тельных количеств загрязнений, особенно фенолов, в водоемы при-
водит к гибели рыбы и других живых организмов, населяющих
воды, причем водоемы делаются непригодными для нормального
использования.
Не менее вреден спуск загрязненных сточных вод в овраги,
ямы ит. д., так как он приводит к загрязнению и порче грунтовых
вод, колодцев и т. п.
В связи с этим существующими санитарными правилами на дей-
ствующих nj едприятиях запрещено устройство поглощающих ям
и скважин для спуска сточных вод этих предприятий.
Загрязненные сточные воды необходимо тщательно очищать и
обезвреживать, а за хозяйством сточных вод необходимо иметь
систематические контроль и наблюдение.
§ 185.	Сети для вод разной характеристики и контроль за
хозяйством сточных вод
В пределах каждого крупного производства имеются различ-
ные пункты сброса сточных вод, причем характеристики вод, отби-
раемых с различных точек сброса, могут отличаться в широких
пределах. В то время, как в одних точках сточные воды могут быть
сильно загрязнены и требуется обязательная и тщательная очистка,
сточные воды с других точек могут быть достаточно чисты, что
позволяет сбрасывать их либо без очистки, либо с самой незначи-
тельной очисткой.
Так, например, воды трубчатых холодильников практически
чисты, тогда как воды, отбираемые с сепараторов дестилляционных
установок, или воды, отбираемые с продуктовых сепараторов гидро-
генизационных блоков, бывают сильно загрязнены.
В соответствии с наличием сточных вод различной характери-
стики обычно предусматривается наличие самостоятельных сетей
сброса загрязненных и условно чистых сточных вод.
Так как при наличии различных аварий и неполадок произ-
водства может происходить загрязнение обычно чистых сточных
вод, то необходимо проводить систематическую проверку характе-
ристики сточных вод, поступающих с той или иной точки произ-
водства.
Систематический контроль необходим и в сети загрязненных
сточных вод, поступающих на очистку и переработку.
463
Целесообразно во всех местах сброса, где возможно получение
вод, загрязненных механическими примесями, предусматривать
устройство ловушек и отстойников, чтобы разгрузить очистные
устройства и сооружения, обслуживающие цехи окончательной
очистки и переработки.
Наличие таких ловушек на линиях чистых сточных вод очень
полезно на случай возможных неполадок и расстройств нормаль-
ной работы.
§ 186.	Методы очистки и устранения сточных вод
Проблема очистки н устранения загрязненных вредными при-
месями сточных вод уже в течение значительного времени привле-
кает к себе все большее внимание и по мере увеличения масштабов
химической переработки горючих и увеличения количества сбра-
сываемых вод получает все более важное значение.
В зависимости от наличного количества сточных вод, степени
их загрязнения, характеристики загрязняющих веществ и ряда
других условий могут быть использованы разные методы, напра-
вленные на непосредственное физическое устранение или уменьше-
ние количества сточных вод, или на их очистку и обезвреживание.
Примером физического устранения сточных вод является исполь-
зование их для тушения кокса в коксохимическом производстве,
или для насыщения (в виде паров) дутья при газификации.
Методы физического устранения вод не получили широкого
распространения по ряду причин. Одной из них является то, что
значительная часть вредных примесей при испарении воды также
улетучивается, причем происходит загрязнение и отравление
окружающей местности. Тушение кокса загрязненными сточными
водами может привести к снижению качества кокса за счет различ-
ных загрязнений, содержащихся в воде.
Примером метода уменьшения количества сточных вод является
использование холодильников непосредственного действия, рабо-
тающих в цикле с оборотной водой. За счет испарения части воды
в градирнях оборотного цикла количество сточных вод, подлежа-
щих дальнейшей переработке, значительно уменьшается.
В отдельных случаях, когда требуется повысить концентрацию
примесей в поступающих на переработку сточных водах, прибегают
к их упариванию. Для повышения экономичности (снижения рас-
хода пара) упаривание производится обычно в многокорпусных
выпарках.
Собственно очистка и обезвреживание сточных вод после пред-
варительного удаления из них механических примесей могут про-
изводиться различными способами, причем в ряде случаев приме-
няется комбинация нескольких процессов.
Очистка от вредных растворенных примесей может произво-
диться в несколько приемов, причем сначала производится выделе-
ние основной массы примесей, после чего следует доочистка вод.
При этом в ряде случаев имеется возможность создать экономи-
464
чески целесообразный процесс, в котором стоимость извлекаемых
из сточных вод примесей полностью окупает расходы по водо-
очистке.
Последняя ступень очистки обычно не преследует цели извле-
чения примесей в качестве полезных целевых продуктов, а произво-
дится только для того, чтобы окончательно обезвредить сбрасывае-
мые воды, выдержав соответствующие санитарные нормы.
§ 187.	Предварительная очистка сточных вод от механических
примесей
Первой ступенью переработки и обезвреживания сточных вод
является их освобождение от механических примесей — твердых
веществ, смол, масел и т. д. В большинстве случаев выделе-
ние механических примесей производится в отстойниках, где
более тяжелые вещества осаждаются, а более легкие всплывают
кверху.
Условно к аппаратам предварительной очистки могут быть
отнесены также продуктовые сепараторы различных производств,
декантеры коксохимического производства и т. п.
Так как в большинстве случаев время отстоя и разделения водо-
продуктовых смесей недостаточно для полного освобождения воды
от остатков продукта (а также на случай образования, эмульсий,
различных неполадок и т. п.), предусматривают устройство спе-
циальных отстойников и ловушек.
При регулярном наблюдении за их работой и своевременном
удалении скопившихся масел и т. п. может быть обеспечена эффек-
тивная предварительная очистка вод.
Отделение механических примесей может производиться также
путем фильтрации сточных вод через фильтры различных типов.
Такая фильтрация проводится в случаях необходимости полного
удаления примесей, чтобы избежать забивки и загрязнения после-
дующей аппаратуры.
Во многих случаях сточные воды содержат большое количество
механических примесей и в то же время очень немного вредных, ядо-
витых веществ. Количество механических примесей бывает иногда
столь значительно, что приводит к чрезмерно быстрой забивке
отстойников и практической невозможности эффективного отстоя.
Такие воды могут сбрасываться непосредственно на отвал,
выполняющий в этом случае роль естественного фильтра. Примером
могут служить воды гидравлического золоудаления, шламы многих
производств и др.
В случае наличия в сточных водах взвешенных и эмульгиро-
ванных масел, смол и т. п. их обычно не удается выделить сколько-
нибудь полно в простых отстойниках, вследствие чего необходимо
использование более совершенных ловушек.
Устройство современной ловушки представлено на фиг. 143.
Сточная вода поступает в ловушку по коллектору 1 в распре-
делительное отделение 2 и отсюда по входным отверстиям 3, снаб-
30 Зак. № 2242.
465
женным специальными затворами и отражателями для уменьшения
скорости, переходит во входное отделение 4.
Отсюда через ряд входных труб и распределительный жолоб
с водосливом вода подается на фильтр, служащий для разрушения
эмульсий, и, пройдя через него, поступает в первичную отстой-
ную камеру 7. Входное устройство и фильтр обозначены цифрой 6.
Вода проходит вдоль отстойной камеры 7, огибает снизу масло-
удерживающую перегородку 9 и через входное устройство 11 пере-
ходит во вторичную отстойную камеру 12, аналогичную камере 7.
Фпг. 143. Ловушка для масел и смол.
В первичной отстойной камере установлен скребковый меха-
низм 8, который сгоняет всплывшие масла к сборным трубам 5
(верхней ветвью) и передвигает к приямку 10 образовавшийся
осадок. Выпадающий из очищаемой воды осадок направляется
затем из приямка на обезвоживание.
Фильтры ловушки заполняются насадочными кольцами. При
прохождении через них воды происходит разрушение пленок и ча-
стичная разбивка эмульсий, что содействует полноте разделения.
При правильном выборе размеров и правильной эксплуатации
ловушка описанного типа обеспечивает почти полное задержание
содержащихся в воде масел. При переработке сточных вод нефте-
перерабатывающих заводов можно добиться остаточного содержа-
ния нефтепродуктов в воде не выше 25—30 мг/л.
В отдельных случаях при отделении от воды легких масел
(удельный вес которых значительно ниже единицы) оказываются
достаточными и более простые ловушки.
466
§ 188.	Очистка сточных вод от растворенных веществ
Главной и наиболее распространенной вредной составляющей
сточных вод являются фенолы. При спуске неочишенных сточных
вод в водоемы фенолы усиленно поглощают кислород, в силу чего
происходит «кислородное истощение» воды, приводящее к гибели
живых организмов.
Последние имеют способность поглощать небольшое количество
фенолов. В силу этого даже при низком содержании фенолов, при
котором население вод еще может существовать, рыба приобретает
неприятный специфический запах.
Питьевая вода при наличии в ней фенолов приобретает отвра-
тительный привкус, особенно при хлорировании воды.
Извлечение фенолов, в ходе которого из воды удаляются также
и различные другие растворенные в ней органические примеси,
может производиться различными методами: адсорбцией, отгонкой
паром, экстракцией различными растворителями. В дальнейшем
приводится краткая характеристика некоторых получивших про-
мышленное применение способов обесфеноливания сточных вод.
§ 189.	Адсорбционная очистка сточных вод
Адсорбционная очистка производится путем фильтрации за-
грязненной воды через активный уголь. Установка состоит из не-
скольких периодически работающих адсорберов, наполненных
активным углем с размером зерен 1,5—2,0 мм.
Размер адсорберов подбирается, исходя из времени соприко-
сновения воды и угля в течение 10—15 мин. Работу ведут до тех
пор, пока уголь, поглотив до 10—11% фенольных масел (от своего
веса), не начнет пропускать значительное количество фенолов:
при содержании фенолов в воде после адсорберов свыше 0,1 г/л
переключают поток воды на свежие адсорберы и путем промывки
бензолом производят регенерацию насыщенного угля.
Адсорбция проводится обычно при температуре около 60°,
поток воды идет снизу вверх. Промывка угля бензолом ведется
при 60—65° в направлении, противоположном направлению дви-
жения воды, т. е. сверху вниз.
Количество бензола, пропускаемого через адсорбер, составляет
10—15% от количества пропущенной воды.
После бензольной промывки адсорбер продувается острым
паром для удаления остатков бензола, после чего вновь вклю-
чается в работу.
Время от времени для восстановления активности уголь про-
каливают с одновременной продувкой водяным паром. Расход
угля составляет 15—20 кг на 1 т выделенных фенольных
масел.
Бензол и конденсат водяных паров, получаемые при промывке
и пропарке угля, поступают на регенерационную установку, откуда
бензол возвращается в цикл.
30*	467
Обязательным условием нормальной работы адсорбционной
установки является тщательная предварительная очистка воды
от механических примесей и смол. Наличие последних приводит
к быстрой порче активного угля. Обычно предварительная очистка
ведется в фильтрах Кенига, в которых вода проходит последова-
тельно сквозь слои смолы и затем железных стружек. После
фильтра вода дополнительно пропускается через коксовый фильтр.
Вода с содержанием взвешенных смол порядка 2 г/л после про-
хождения через смоляной слой очищается до 0,5—0,2 г/л, после
насадки из стружек до 0,05—0,1 г/л и после коксового фильтра
до 0,02—0,03 г/л. Важно также, чтобы исходная вода не содержала
фенолятов кальция, так как отложение на угле гидрата окиси
кальция приводит к забивке пор и порче угля. При очистке актив-
ным углем содержание фенолов в сточной воде можно снизить
до 2 мг/л.
§ 190.	Паровой метод обесфеноливания сточных вод
В основу этого метода положен принцип отдувки фенолов при
помощи водяного пара, причем полученная смесь паров подвер-
гается щелочной промывке. Обесфеноленные пары возвращаются
в систему, циркулируя таким образом в замкнутом цикле.
Схема установки для парового обесфеноливания показана на
фиг. 144.
Подлежащая очистке вода после предварительного отстоя и
удаления из нее (путем пагрева) сероводорода, аммиака и угле-
кислоты подается из промежуточной емкости 11 насосом 12 в верх-
нюю секцию колонны 1, в которой вода распределяется при помощи
соответствующих устройств по керамической насадке 5, располо-
женной на опорной решетке. Обесфеноленная вода собирается
в нижней части верхней секции колонны и отводится по линии 13.
Насадка продувается паром, который поступает по патрубку 14,
и, насытившись отдутыми из воды летучими фенолами, по линии 15
отсасывается циркуляционной газодувкой 10 и вновь подается
в колонну, но уже в нижнюю ее секцию. Здесь пары проходят
снизу вверх последовательно через две зоны насадки. Зона насадки 3
орошается циркуляционным раствором щелочи, который подается
насосом 9; зона насадки 4 орошается свежим 20—25%-ным рас-
твором щелочи. Устройства для хранения и дозировки раствора
свежей щелочи на фигуре обозначены 6, 7, 8. Раствор из зоны 4
непрерывно стекает в зону 3 и отсюда эквивалентное количество
фенолятов выводится (2) для дальнейшей переработки.
Двухступенчатое орошение сначала циркуляционной и затем
свежей щелочью обеспечивает полноту отмывки, после которой
парогазовая смесь возвращается в зону 5.
Степень обесфеноливания достигается этим методом до 90%,
количество циркуляционного пара составляет 2000—3000 м3 на
1 м3 воды, подвергаемой очистке. Для снижения расхода тепла
на процесс колонна тщательно теплоизолируется, а для подогрева
468
воды широко используются теплообменные устройства (не пока-
заны на фиг. 144). Кроме того, в случае надобности недостающее
количество тепла подводится путем нагрева циркуляционного
пара.
Фиг. 144. Схема установки для обесфеноливания паровым методом.
Недостатком парового метода является то, что он позволяет
удалить из сточных вод только летучие с водяным паром фенолы,
а часть многоатомных фенолов и смол остается в воде. Кроме того,
следует отметить высокий удельный расход пара, который даже на
46»
наиболее совершенных установках этой системы достигает 3—5 т
на 1 т полученных фенолов.
Достоинством метода является его сравнительная простота и
возможность получения при очистке сточных вод ценных про-
дуктов.
§ 191.	Экстракционные методы очистки
Абсорбционные пли экстракционные методы очистки феноль-
ных сточных вод основаны на использовании растворителей, кото-
рые, сами но растворяясь в воде, хорошо растворяют содержащиеся
в последней примеси и в первую очередь фенолы.
Пределы экстракции какого-либо вещества из водного раствора
определяются коэффициентом распределения этого вещества между
растворителем и водой.
Коэффициентом распределения называется отношение концен-
траций (т. е. весового содержания в единице объема) данного ве-
щества в приведенных в соприкосновение растворителе и воде
при данной температуре и установившемся равновесии, т. е.
где Kv — коэффициент распределения;
т — содержание экстрагированного вещества в экстракте
(растворителе) в г/.г;
п — содержание экстрагируемого вещества в сбросовой воде
после экстракции в г/.г.
Коэффициент распределения характеризует степень практи-
ческой пригодности данного растворителя для целей экстракции,
так как от значения этого коэффициента зависят количество рас-
творителя, которое необходимо для наиболее полного извлечения
экстрагируемого вещества из воды, размеры аппаратов для экстрак-
ции и для регенерации растворителя, производственные расходы на
1 .и3 очищаемой воды и т. д.
К числу наиболее распространенных растворителей относятся
трикрезилфосфат и феносольваи, представляющий собой смесь из
85% пзобутплапетата и 15% изоамплацотата.
В последние годы начали применять в качестве растворителя
только один бутплацетат.
Конструктивно процесс экстракции может быть оформлен раз-
личными путями с использованием аппаратуры непрерывного
или периодического действия. Периодические процессы мало при-
годны для переработки значительного количества вод, менее эконо-
мичны. чем процессы непрерывные, и не получили поэтому приме-
нения в промышленной практике.
Процессы непрерывной экстракции осуществляются либо по
принципу ступенчато-противоточной экстракции, либо в однократ-
ном цикле в противоточных экстракционных колоннах. В первом
случае процесс разделяется на несколько ступеней, каждая из
которых имеет самостоятельную аппаратуру, причем растворитель
470
каждый раз смешивается с подвергаемой очистке сточной водой,
после чего смесь подвергается разделению в сепараторе или отстой-
нике. При этом работа ведется в противотоке, т. е. свежий раство-
ритель встречается с уже отмытой предварительно водой, а свежая
сточная вода встречается с частично уже насыщенным paci вери-
телем.
Экстракторы непрерывного действия представляют собой вер-
тикальные колонны, обычно снабженные уширенными верхней и
нижней частями и заполненные во в^емя работы жидкостью. Сред-
няя (меньшего диаметра) часть экстрактора предназначается для
перемешивания и экстрагирования, тогда как уширенные ниж-
няя и верхняя части являются отстойниками.
Сверху подается жидкость, имеющая больший удельный вес,
а снизу — жидкость с меньшим удельным весом. Проходя друг
другу навстречу, жидкости перемешиваются, причем для лучшего
перемешивания в экстракторе устанавливаются тарелки, или он
заполняется насадкой. Кроме того, подачу жидкости производят
через различные распределительные устройства, так что жидкость
разбивается на мелкие капли и таким образом создается развитая
поверхность соприкосновения, что способствует лучшей экстракции.
Насыщенный извлеченными из сточной воды составляющими
растворитель направляется на регенерацию и затем вновь воз-
вращается к экстракторам. При правильно сконструированной
аппаратуре и полной герметизации установки потери растворителя
невелики и зависят преимущественно от растворимости его в воде.
Из существующих растворителей наибольшее распространение для
очистки вод, содержащих но только одноатомные, но и двухатом-
ные фенолы, получили бутмлапетат и феносольван, применение ко-
торых значительно экономичнее, чем применение трикрезилфос-
фата, вследствие меньших потерь п более высокой степени очистки
сточных вод.
Большой интерес представляют ведущиеся работы по исполь-
зованию в качестве растворителя легких фракций смолы или ма-
сел, получаемых в основном производстве завода. Преимуществами
таких растворителей являются их недефицптность и небольшая
стоимость, а также весьма низкая растворимость в воде (0,002%),
что упрощает технологическую схему очистки и сокращает расходы
по регенерации.
§ 192.	Очистка фенольных вод феносольваяом
Феносольван является смесью сложных уксуснокислых эфиров
изоамилового и пзобутилового спиртов. Удельный вес феносоль-
вана меньше единицы и точка кипения его 110—130°. Феносольван
мало растворим в воде и имеет большую избирательную способность
по отношению к растворенным в сточной воде фенолам, маслам,
смолам и т. п.
Поступающая на очистку вода во избежание излишних потерь
фепосольвана, его быстрого загрязнения и образования эмульсий
471
должна быть предварительно хорошо отделена от механических
примесей путем отстоя, а также освобождена от растворенных га-
зов — сероводорода, углекислоты и аммиака.
С этой целью вода пропускается через систему отстойников и
дегазационных башен, причем из воды удаляется 95—99% рас-
творенных в ней газов, т. е. достигается почти полная дегазация.
Газы и пары
Фиг. 145. Схема обесфеноливания сточных вод феносольваном.
Последующая экстракция феносольваном ведется при возможно
низкой температуре, при отношении количества растворителя
к количеству воды, составляющем примерно 1 : 10 на каждой из.
ступеней экстракции. Очищенная вода обычно содержит не более
0,2 г фенолов на 1 л и иногда можно довести степень извлечения
до остаточной концентрации фенолов, не превышающей 0,05—
0,1 г]л.
Примерные расходные показатели процесса для одной из уста-
новок, работавшей по схеме ступенчатой экстракции на воде с ис-
ходным содержанием фенолов около 8 г/л, были следующими (из.
расчета на 1 м3 воды):
Расход феносольвана ............................   0,25	кг
Расход пара высокого давления....................... 60	»
Расход пара низкого давления ....................... 60	»
Расход электроэнергии.............................1,4	квт-ч
Расход воды на охлаждение.......................... 8	-и3
Упрощенная принципиальная схема феносольванной очистки
сточной воды показана на фиг. 145.
Исходная фенольная вода проходит подогреватели или тепло-
обменники 1 и из них поступает на колонну 2 для улавливания
из паров, поступающих с колонны 23, увлекаемого ими феносоль-
вана. После колонны 2 фенольная вода проходит последовательно
три ступени смешения с феносольваном и последующего отстоя,,
причем соблюдается принцип противотока.
472
Исходная вода насосом 3 смешивается с частично отработан-
ным феносольваном, поступающим из отстойника 6, и смесь напра-
вляется в отстойник 4, откуда вода, частично освобожденная от
фенолов, направляется к насосу 5, где она смешивается с более
свежим феносольваном из отстойника 8. Смесь направляется в
отстойник 6, откуда вода, дополнительно очищенная от фенолов,
направляется к насосу 7, где она смешивается со свежим раствори-
телем из емкости 15. Смесь идет в отстойник 8. Отсюда вода насо-
сом 21 через теплообменник 22 подается на перегонную колонну 23,
где из воды отдуваются остатки увлеченного феносольвана.
Отдутые пары возвращаются в систему путем их подачи по
линии 10 на колонну 2, а обесфеноленная вода насосом 24 прокачи-
вается через теплообменник 22 и затем выводится из системы на
сброс или окончательную доочистку.
Свежий феносольван из емкости 15 подается по линии 11 к
насосу 7 и затем проходит путь: отстойник 8, насос 5, отстойник 6,
насос 3, отстойник 4, навстречу проходящей экстракционную
систему сточной воде. Насыщенный фенолом феносольван насо-
сом 12 по линии 9 через теплообменник 13 подается на отгонную
колонну 14. Здесь феносольван отгоняется и выходит с верха ко-
лонны и после теплообменника 13 и холодильника-конденсатора 25
возвращается по линии 17 в емкость 15, чем и замыкается цикл.
Для более полного извлечения феносольвана стекающий снизу ко-
лонны 14 фенольный продукт проходит еще вакуум-перегонку
в колонне 18 (куда он подается насосом 76), с которой получается
дополнительное количество растворителя и фенолы, которые по-
ступают в емкость 20.
Пары, отходящие с верха колонны, могут быть при помощи
вакуум-газодувки 19 введены в основной поток феносольвана, полу-
чаемого с колонны 14.
Добавка свежего феносольвана для покрытия потерь системы
может производиться в емкость 15.
Экстракция феносольваном может производиться также при
помощи аппаратов типа экстракционных колонн, что позволяет
сократить количество потребного оборудования и создать более
простую и компактную схему этой части установки.
§ 193.	Очистка фенольных вод бутилацетатом 1
На фиг. 146 представлена развернутая схема обесфеноливания
сточных вод полукоксования, где в качестве растворителя принят
бутилацетат, а в качестве аппаратов для экстракции — противо-
точные экстракционные колонны.
После отстаивания от смолы и масел вода проходит для очистки
от механических примесей смолоотделитель 7 и гравийный фильтр 2
1 Г. Н. Безрадецкий, О. В. Нефедьева. Очистка под-
смольных вод термической переработки топлив. Труды ВНИГИ, выпускУ,
Гостоптехиздат, 1953.
473
и поступает в емкость 3. Далее
в целях уменьшения общих по-
терь бутилацетата вода подается
насосом 4 в скруббер 5 на оро-
шение газов, поступающих из
всех воздушников установки и
содержащих некоторое количе-
ство паров бутилацетата.
После поглощения в скруб-
бере бутилацетата вода насосом
6 подается в колонну 7, в ниж-
нюю часть которой поступает
углекислый газ. При этом рас-
творенный в воде сероводород
отдувается углекислотой, а ам-
миак связывается с пей (обра-
зуя углекислый аммоний), что
улучшает условия дальнейшей
экстракции фенолов. Из колон-
ны 7 вода поступает в емкость
8, откуда подается насосом 9 на
верхнюю тарелку противоточной
колонны 10, в нижнюю часть
которой подается бутплацетат.
Вследствие разности плотностей
бутилацетат поднимается кверху
и, соприкасаясь с водой, извле-
кает из нее фенолы, а вода опу-
скается вниз и постепенно осво-
бождается от них.
Бутилацетатный экстракт фе-
нолов отстаивается от увлечен-
ных капель воды в верхней рас-
ширенной части колонны 10 и
отводится в емкость 11, а обес-
феноленпая вода отстаивается
от капель бутплацетата в ниж-
ней расширенной части колонны
10 и далее направляется в ем-
кость 12.
Затем вода насосом 13 по-
дается через теплообменник 14
и подогреватель 15 в колонну
регенерации растворителя 16,
где из воды, содержащей около
0,8% бутилацетата, последний
отдувается острым паром, по-
ступающим в нижнюю часть
колонны.
После отгонки растворителя горячая вода проходит тепло-
обменник 14 и направляется на доочистку или в канализацию, а
отогнанные пары бутилацетата и водяных паров поступают в хо-
лодильник 17, где конденсируются. Конденсат поступает в сепара-
тор 18, где происходит разделение бутилацетата и воды (по плот-
ности), после чего бутилацетат направляется в емкость 19, а вода,
содержащая небольшое количество растворенного бутилацетата,
поступает в емкость 12 и далее на отгонку растворителя, как это
было ранее описано.
Отгонка бутилацетата из экстракта фенолов производится в две
ступени: в колонне под атмосферным давлением (отгоняется ~ 90%
растворителя) и в колонне под вакуумом.
Экстракт из емкости 11 подается насосом 20 через подогреватель
(глухой пар) 21 в колонну 22 с испарителем 23 (глухой пар). Из
испарителя концентрированный экстракт фенолов поступает в
емкость 24, а отогнанные в колонне 22 пары бутилацетата, пройдя
дефлегматор 25, направляются в холодильник 26. Конденсат из
холодильника поступает в сепаратор 27, где от бутилацетата отде-
ляется вода, после чего он стекает в емкость 28, откуда насосом 29
снова возвращается в цикл (в колонну 10). Отделившаяся в сепа-
раторе 27 вода, содержащая некоторое количество растворителя,
направляется в емкость 12.
Концентрированный экстракт фенолов подается насосом 30
из емкости 24 в колонну непрерывного действия (или куб перио-
дического действия) 31 (с испарителем 36). Здесь из экстракта от-
гоняется под вакуумом остаточное количество бутилацетата
(~ 10%). Полученные сырые фенолы поступают из колонны 31 в
емкость 32, откуда направляются на склад или ректификацию, а
пары бутилацетата, пройдя дефлегматор 33 и холодильник 34.
конденсируются п поступают (через вакуум-сборник 35) в емкость 11.
Отсюда бутилацетат, как содержащий некоторое количество
фенолов, направляется вместе с экстрактом фенолов на колонну 22
для получения регенерированного растворителя.
Количество бутилацетата для экстракции фенолов из сточных
вод, содержащих 3—7 г/л летучих фенолов, составляет 10—20%
по отношению к воде.
§ 194.	Окончательная очистка фенольных вод (доочистка)
Все перечисленные способы не обеспечивают полного удаления
фенолов, извлекая их лишь па 80—95%. Таким образом, сточная
вода с начальной концентрацией, например, 5 г) л фенолов после
очистки будет содержать их 0,5—0,2 г/л.
Между тем санитарные нормы являются значительно более
жесткими, так как фенолы ощущаются на вкус при концентра-
циях, не превышающих 0,005 г/ л и даже еще более низких. Таким
образом, при наличии значительного количества вод и отсутствии
достаточно больших водоемов, которые могли бы обеспечить соот-
ветствующее разбавление воды, оказывается необходимой допол-
нительная ее очистка.
475
Наиболее распространенным методом доочистки является био-
логическая очистка, основанная на разложении (окислении) фено-
лов и других органических веществ (с образованием углекислоты
и воды) особыми бактериями, и в результате содержание фенолов
снижается до 0,2 мг/л.
Так как эти бактерии не могут существовать при высоких кон-
центрациях фенолов, то сточные воды либо подвергаются, как это
было ранее описано, предварительной очистке от фенолов, либо
должны подвергаться разбавлению.
Более целесообразной является схема с использованием пред-
варительной очистки, при которой основная масса фенолов извле-
кается в виде полезного продукта, стоимость которого может оку-
пить частично или полностью расходы по очистке.
Биологическая очистка ведется путем пропускания сточной
воды с небольшой скоростью через специальные фильтры с засып-
кой, в которой живут необходимые бактерии, или через бассейны
с так называемым «живым шламом», состоящим из коллоидного веще-
ства и микроорганизмов. Эффективность процесса разложения орга-
нических веществ повышается при аэрации, т. е. продувке возду-
хом.
Однако и при этом условии удельная производительность уста-
новки остается небольшой, что приводит к громоздкости установок
биологической очистки, значительным капитальным затратам на
их сооружение и высоким эксплуатационным расходам.
Иногда применяется способ доочистки фенольных вод слабой
концентрации путем смешивания их с угольной пылью и золой
(например, уносом из газогенераторов, работающих на мелкозер-
нистом топливе) и последующего отстаивания в шламоотстойни-
ках — сепараторах. При этом 1 м3 золы в состоянии поглотить
до 5 кг фенолов, а 1 м3 угольной пыли — до 10 кг фенолов.
Фенольные сточные воды процессов жидкофазной и парофазной
(ступень предварительного гидрирования) гидрогенизации содержат
значительное количество аммиака (20—30 г/л).
Высокое содержание аммиака в этих водах (в 2—3 раза превы-
шающее наличие аммиака в водах коксования) позволяет органи-
зовать на гидрогенизационных заводах производство ценных азо-
тистых удобрений — сульфата аммония — на базе переработки
сбросовых вод гидрогенизации (из которых предварительно извле-
чены фенолы).
Очистка сточных вод заводов искусственного жидкого топлива
имеет весьма важное значение, как процесс обезвреживания этих
вод с одновременным получением полезной для народного хозяй-
ства продукции.
Спуск вод без надлежащей очистки наносит большой ущерб
здоровью населения и народному хозяйству (отравление и загряз-
нение общественных водоемов и почвы).
Поэтому вопросу очистки сточных вод следует уделять самое
серьезное внимание при проектировании и эксплуатации заводов
искусственного жидкого топлива.
476
ПРИЛОЖЕНИЕ 1
УСЛОВИЯ ПРОЦЕССА И ПРИМЕРНЫЕ БАЛАНСЫ ГИДРОГЕНИЗАЦИИ
Показатели	Каменный уголь		Буроугольная смола!	Каменный уголь
Давление жидкой фазы,	700	200—220		650-700
ат 				225—250	
Давление паровой фазы,		220		300
ат		300		—	
Выход гидрюра, % от				
сырья:				
жидкая фаза	 предварительное гид-	88 92,8	—	93,6 95,7	—
рирование 			—-		—.
расщепление ... ^Температура жидкой фа-	73,0	94—97	92,3	—
зы, °C 	 .	470—475	До 430	480	
Температура паровой фазы, °C		360-440	500—520	( 360/440 1 360/450	—
Объемная скорость жид-				
кой фазы по органи- ческой массе угля, кг/л/час .......	0,7	0,31			—
То же — предваритель-	0,55			
ного гидрирования То же — разложения по		0,64	—	
				
свежему сырью . . . Отношение сырье ; воз-	0,42		—	—
				
врат расщепления , .	60 : 40	40 : 60	60 : 40	—
Поступило				
Органическая масса угля	100	100	100	100
Зола ф-катализатор . .	15,23	6,11	0,5	9
Вода	 Тяжелое или затирочное	1,06	—	—	15 126
масло . 		123	120	86	
Водород 		11,83	9,36	7,45	10,5
	251712	235,47	193,95	260,5
Получено				
Органическая масса угля	2,92	5,49	—	6
Тяжелое масло ....	124,4	123,0	86	126
Зола + катализатор . .	10,0	6,1	0,5	9
Вода	 Бензин предваритель-	11,93	20,5	37,8 1 77 gg 40,15 J ",9Э	25,5 И’п 1 53,5
ного гидрирования	18,8 1 /70 29Д / 4/’9	60,5		
Бензин разложения . .				36,3 J ’
Газ		46,71	13,0	28,83	34
Потери ........	7,26	6,88	0,67	6,5
	251,12	235,47	193,95	260,5
477
Баланс для смолы с учетом растворенного водорода.
Итого . . . Отношение ?-С4Н10 к	Т) Я w О О 2 5S n п о о о о Пffiо ® ж	в: щ а.®	+ .г	й н н х о	I	м ю	®	ГТ! -г-	*-*	“-j * ' ю к—j '	Й5 	V. £ . &	g гт]	"*	&- •	. w + в	~	Показатели	-
1 _ 1 22/78	| со ос 05 о:	I ’ 'to'boroVn'Vjoc »	Жидкая фаза	
О	COJ^JOOCO | JO	| Vs OcloVsCO 1 О	1 "J СС ь— СС со to	Паровая фаза	to
46,71	СО .О 05 CD СО	| Vs о "о ЪЪ Vq'oo	1 CD СО CD ГО	Сумма	
13,0	О JO со JO	О I 4s	С5 00 to 1	Сумма	СС
1 1	J^^-JO JOJO	1"Х bo^lv^ko "to -q	СИ 4S ГО rc СО	Жидкая фаза	
1	1	р "орто СО to СО-"' V>- СО СП	со -3	Паровая фаза	Л-
28,83	рос^ьоррр ф'Ъ^ Ъэ 'сн'со Ът Ъ* "-л си 05 С-1 ГО Сн	Сумма	
1 1	boj<l С^Сл io | ОС 05 'to'ciV'-'сО I ’ СО ГО Н- to to	1	Жидкая фаза	
1 1	1 Р°р,с 1 р	1 1 сооо "coco 1 Vs	1 05 ОС СО О ОС	Предваритель- ное гидрирова- ние	
1 1	. >isooo 1 oVq'o’U | |	I to ОО 05 1 1	1	Бензилирование	
о‘г/г	1 ОС JO сл 05 СО	| 1 ’to "to 05 о Vs Vs Н* 4S ОС Ci ГС	Сумма	
ЛИТЕРАТУРА
1.	А. И. Карелин. Состав и качество топлив СССР, Госэнерго-
издат, Москва, 1940.
2.	Справочная книга но угольному делу, под ред. акад. А. А. Ско-
чинского, ГОНТИ, Москва—Ленинград, 1939.
3.	А. Ф. Добрянский. Горючие сланцы СССР, Гостоптехпздат,
Ленинград—Москва, 1947.
4.	Б. В. Л о с и к о в и II. II. Л у к а ш е в и ч. Нефтяное това-
роведение, Гостоптехпздат, Москва—Ленинград, 1950.
5.	Справочник коксохимика, под ред. П. А. Юдина, т. I, Металлург-
издат, Москва—Харьков, 1941.
6.	Правила технической эксплуатации коксохимических заводов Со-
юза ССР, под ред. П. Б. Заровного, ГОНТИ НКТП, Харьков, 1939.
7.	II. II. 3 е л е н и п. Сланцевое жидкое топливо, Гостоптехпздат,
Ленинград, 1948.
8.	А. Т а у. Полукоксование углей (перевод М. К. Письмена),
Гостоптехпздат, Москва, 1948.
9.	Общая хим. технология топлива, под ред. С. В. Кафтанова, Гос-
химиздат, Москва—Ленинград, 1941.
10.	Н. В. Шишак о в. Основы производства горючих газов, Гос-
энергоиздат, Москва, 1948.
11.	А. Г. К а с а т к и н. Основные процессы и аппараты химической
технологии, Госхимиздат, Москва—Ленинград, 1951.
12.	Г. [’.Рабинович и С. В. А д е л ь с о н. Процессы и аппа-
раты в нефтеперегонной промышленности, Гостоптехпздат, Москва, 1949.
13.	В. И. Ж у н к о. Горючие газы из прибалтийских сланцев, Гостоп-
техиздат, Ленинград, 1948.
14.	И. Б. Р а п о п о р т. Искусственное жидкое топливо, ч. I, Гос-
топтехиздат, Москва, 1949.
15.	В. В. А б р а м о в и А. А. К а р е л и н. Водоснабжение и кана-
лизация нефтеперерабатывающих заводов, Гостоптехпздат, Москва, 1948.
16.	Вестник инженеров и техников № 1, Москва, 1947, Статьи:
1)	И. М. Гойхраха, 2) И. Г. Энтина и Г. В. Грицевича.
17.	К. К. Папок и 11. А. Рагозин. Технический словарь по
топливу и маслам, Гостоптехпздат, 1951.
18.	С. Н. Обряд ч и к о в. Производство моторных топлив, Гостоп-
техиздат, 1949.
19.	И. Б. Рапопорт. Искусственное жидкое топливо, ч. II, Гос-
топтехиздат, 1950.
20.	Труды ВНИГИ, выпуски I, I], III, IV и V, Гостоптехпздат, 1948,
1950, 1951, 1952 и 1953.
479
21.	Егоров, Дмитриев и Зыков. Очистка от серы коксо-
вальных и др. горючих газов, Металлургиздат, 1950.
22.	И. М. Г о й х р а х и А. М. Кунин. Полукоксование угля,
Гостоптехиздат, 1953.
23.	К. А. Белов. Химические продукты коксования, Металлург-
издат, 1949.
24.	Моторные топлива, масла и жидкости, 2-е изд., т. I, Гостоптехиздат
1953
25.	Технические нормы на нефтепродукты, 14-е изд. Гостоптехиздат, 1952.
ОГЛАВЛЕНИЕ
Сгр.
Предисловие ...............................................   3
Введение .................................................... Л
Часть первая
СЫРЬЕ И ЕГО ПРЕДВАРИТЕЛЬНАЯ ПОДГОТОВКА
Глава I. Краткий обзор топлив СССР как сырья для химической
переработки и газификации
§ 1.	Угольные месторождения СССР ................ 13
§ 2.	Горючие сланцы ............................. 21
§ 3.	Торф ....................................... 22
§ 4.	Тяжелые нефтяные остатки ................... 22
§ 5.	Выбор и требования к твердому топливу как сырью
для химической переработки ....................... 23
§ 6.	Выбор твердого топлива как сырья для газификации 24
Глава II. Транспорт и хранение угля и жидкого сырья
§ 7.	Транспорт угля ............................. 27
§ 8.	Склады угля ................................ 27
§ 9.	Транспорт и хранение тяжелого жидкого сырья . .	31
Глава III. Грохочение, дробление, обогащение и брикетирование
угля
§	10.	Грохочение угля	........................ 33
§	11.	Ситовой анализ угля ...................... 34
§	12.	Дробление угля	........................ 35
§	13.	Примеси в угле	........................ 37
§	14.	Методы обогащения	угля ................. 38
§	15.	Брикетирование	........................ 39
Часть вторая
ПРОЦЕССЫ СУХОЙ ПЕРЕГОНКИ ТОПЛИВА П ПЕРЕРАБОТКИ СМОЛ
Глава IV. Общие основы процессов сухой перегонки. Высокотемпературное
коксование
§ 16.	Понятие о процессе сухой перегонки......... 40
§ 17.	Подсушка и бертпнированпе топлива.......... 41
§ 18.	Полукоксование и коксование топлива........ 42
§ 19.	Коксовые печи.............................. 43
§ 20.	Продукты коксования угля, их характеристика
'	и применение ............................... 45
31 Зак. № 2242.	481
Стр.
Глава V. Низкотемпературная перегонка топлива—полукоксование
§ 21.	Общие сведения ................................ 49
§ 22.	Основные условия ведения процесса полукоксо-
вания ............................................... 50
§ 23.	Классификация полукоксовых печей .............. 53
§ 24.	Внешний и внутренний обогрев	печей ............ 54
§ 25.	Сравнительные выходы и характеристики про-
дуктов полукоксования из печей с внешним и
внутренним обогревом................................. 57
§ 26.	Методы нагрева теплоносителя................... 58
§ 27.	Системы печей с внешним обогревом ............. 59
§ 28.	Системы печей с внутренним обогревом .......... 62
§ 29.	Материальный и тепловой балансы процесса полу-
коксования твердых топлив...................... 71
§ 30.	Трехзонные шахтные печи................... 73
§ 31.	Материальный и тепловой балансы трехзонной
печи ................................................ 83
§ 32.	Шахтные генераторные печи с	догазовкой	полу-
кокса 	 83
§ 33.	Охлаждение парогазовой смеси;	получение	смолы
и газового бензина ............................. 88
§ 34.	Технологические схемы отделений конденсации.
Схема выделения бензина из поглотительного масла 88
§ 35.	Аппаратура конденсационных отделений ....	93
§ 36.	Состав завода полукоксования ................. 101
§ 37.	Контроль производства ........................ 102
Глава VI. Переработка жидких продуктов сухой перегонки твердого
топлива
§ 38.	Характеристика различных смол ................ 103
§ 39.	Общие данные о схеме переработки смол	....	105
§ 40.	Подготовка смолы к переработке............ 106
§ 41.	Разгонка смол (общие данные).............. 108
§ 42.	Простая разгонка, или дестилляция ............ 109
§ 43.	Процесс ректификации ......................... 111
§ 44.	Разгонка в вакууме и с водяным паром...... 113
§ 45.	Переработка буроугольной смолы ............... 114
§ 46.	Общая схема переработки буроугольной	смолы	.	116
§ 47.	Получение жидкого топлива из буроугольной
смолы............................................... 121
§ 48.	Получение фенолов и регенерация щелочи	.	.	.	125
§ 49.	Коксование остатков от переработки смол	.	.	.	128
§ 50.	Переработка сланцевой смолы из прибалтийских
сланцев ............................................ 128
§ 51.	Переработка каменноугольных полукоксовых смол	133
§ 52.	Контроль производства ........................ 136
§ 53.	Техника безопасности ......................... 136
Часть третья
ОТОПИТЕЛЬНЫЕ И ТЕХНОЛОГИЧЕСКИЕ ГАЗЫ, ИХ ПОЛУЧЕНИЕ
И ХАРАКТЕРИСТИКА
Глава VII. Общие основы газификации топлива. Получение гене-
раторного, водяного и синтез-газа
§ 54.	Горючие газы и их характеристика ............. 138
§ 55.	Общие сведения о газогенераторном процессе .	140
§ 56.	Химические реакции генераторного процесса .	142
482
Стр.
§ 57.	Производство смешанного, или генераторного, газа 143
§ 58.	Производство водяного газа..................... 146
§ 59.	Газификация топлива на парокислородном дутье	149
§ 60.	Газификация топлива в кипящем слое ....	152
§ 61.	Газификация мелкозернистого топлива во взве-
шенном слое.......................................... 155
§ 62.	Газификация топлива в газогенераторах с жидким
шлакоудалением . . •................................. 156
§ 63.	Материальный и тепловой балансы процесса га-
зификации ........................................... 158
§ 64.	Основные способы получения синтез-газа ....	159
§ 65.	Получение синтез-газа из природных газов . . .	164
§ 66.	Транспорт и хранение газов ..................... 165
§ 67.	Контроль производства .......................... 167
§ 68.	Техника безопасности ........................... 167
Глава VIII. Получение очищенных газов
§ 69.	Охлаждение, осушка и очистка газа ............. 169
§ 70.	Другие методы сухой очистки газа от пыли ...	171
§ 71.	Осушка газа жидкими поглотителями ............. 172
§ 72.	Сернистые соединения в горючих газах........... 173
§ 73.	Промышленные способы обессеривания газа . .	175
§ 74.	Очистка газа от сероводорода болотной рудой
(гидратом окиси железа)............................. 177
§ 75.	Очистка газа от сероводорода активированным
углем ................................................ 180
§ 76.	Очистка газа от сероводорода раствором мышья-
ковых солей......................................... 182
§ 77. Очистка газа от серы раствором этаноламинов.
Очистка газа от СОг ............................. 184
§ 78. Тонкая очистка газа ............................. 186
Глава IX. Производство водорода
§ 79.	Общие сведения ............................... 189
§ 80.	Получение водорода конверсией водяного газа . .	190
§ 81.	Получение водорода из углеводородных газов . .	195
§ 82.	Производство водорода методом глубокого охла-
ждения .............................................. 198
§ 83.	Железо-паровой способ получения водорода . .	200
§ 84.	Производство водорода методом электролиза . .	201
Часть четвертая
СИНТЕЗ МОТОРНЫХ ТОПЛИВ ИЗ ГАЗОВ
Глава X. Синтез под атмосферным и средним давлением над кобальт-
ториевым катализатором
§ 85.	Общие данные о процессе ....................... 203
§ 86.	Реакции синтеза и их механизм ................. 204
§ 87.	Условия проведения процесса синтеза ........... 206
§ 88.	Общая схема синтеза топлив из газов при атмосфер-
ном давлении на кобальт-ториевом катализаторе .	209
§ 89.	Конструкция реактора пластинчатого типа . . .	211
§ 90.	Загрузка реактора и пуск в работу.............. 214
§ 91.	Режим работы реактора ......................... 215
§ 92.	Экстракция парафина, или «оживление» катализа-
. тора. Разгрузка реактора ..................... 216
§ 93.	Расположение аппаратуры в цехе синтеза ....	219
483
Стр.
§ 94.	Охлаждение и конденсация продуктов синтеза .	219
§ 95.	Адсорбция бензина и легких углеводородов—
газоля ............................................. 220
§ 96.	Синтез под средним давлением ................ 222
§ 97.	Первичные продукты синтеза	................ 224
§ 98.	Переработка газоля и бензина................. 225
§ 99.	Переработка конденсатного масла ............. 227
§ 100.	Переработка парафина ........................ 231
§ 101.	Получение полнмеризационного	бензина ....	233
§ 102.	Материальный и тепловой балансы процесса га-
зификации угля и последующего синтеза моторного
топлива ............................................ 235
§ 103.	Характеристика конечных продуктов синтеза и
их использование ................................... 237
§ 104.	Получение стандартных моторных топлив из пер-
вичных продуктов синтеза ........................... 238
§ 105.	Катализаторы процесса синтеза жидких топлив из
газов .............................................. 240
§ 106.	Сплавные «скелетные» катализаторы ........... 243
§ 107.	Производство кобальт-ториевого	катализатора .	244
I лаба XI. Новые процессы и направления синтеза жидких топлив
из газов
§ 108.	Недостатки существующих процессов синтеза .	254
§ 109.	Теплоотвод в процессе синтеза ............... 255
§ 110.	Катализаторы на основе железа................ 257
§ 111.	Суспендированный катализатор ................ 260
§ 112.	«Ожиженный» катализатор ..................... 262
§ 113.	Процесс синтеза с рециркуляцией газа ........ 266
§ 114.	Оксосинтез .................................. 268
Часть пятая
ДВСТРУКТИВНАЯ ГИДРОГЕНИЗАЦИЯ ТОПЛИВ
Глава XII. Общие сведения о деструктивной гидрогенизации. Сущ-
ность и химизм процесса
§ 115.	Общие сведения .............................. 270
§ 116.	Основные данные о процессе деструктивной гид-
рогенизации ........................................ 273
§ 117.	Гидрогенизация различных	классов соединений	275
§ 118.	Основные условия проведения процесса гидроге-
низации ............................................ 279
§ 119.	Процесс жидкофазной гидрогенизации ....	285
§ 120.	Процесс парофазной гидрогенизации ........... 289
§ 121.	Механизм процесса гидрогенизации ............ 291
Глава XIII. Подготовка сырья для гидрогенизации. Технологические
схемы и аппаратура жидкофазной гидрогенизации
§ 122.	Подготовка сырья для гидрогенизации ....	293
§ 123.	Схема углеподготовки ........................ 294
§ 124.	Пастоподготовка ............................. 297
§ 125.	Пастовые и другие насосы высокого давления .	302
§ 126.	Жидкая фаза гидрогенизации. Блок высокого
давления ........................................... 305
§ 127.	Технологическая схема и аппаратура блока высо-
кого давления....................................... 306
§ 128.	Подача в блок промывных вод, масла и газа. Ава-
рийные линии ....................................... 314
434
Стр.
§ 129.	Контроль работы блока ........................ 315
§ 130.	Режим работы блока жидкой фазы гидрогениза-
ции угля ........................................... 316
§ 131.	Смоляные блоки .............................. 320
§ 132.	Ступенчатое дросселирование гидрюра ....	320
§ 133.	Шлам и его переработка ...................... 322
§ 134.	Технологическая схема переработки шлама	. .	323
§ 135.	Схемы процесса жидкофазной гидрогенизации . .	329
§ 136.	Пуск, остановка и эксплуатация жидкофазных
блоков ............................................. 331
Глава XIV. Технологические схемы и аппаратура парофазной
гидрогенизации. Газовая циркуляция. Дестпляционные
установки
§ 137.	Паровая фаза гидрогенизации .................. 338
§ 138.	Блок предварительного гидрирования ....	339
§ 139.	Режим работы блока предварительного гидриро-
вания .............................................. 341
§ 140.	Пуск, неполадки и остановка блока предваритель-
ного гидрирования .................................. 343
§ 141.	Блок бензилирования или расщепления ....	344
§ 142.	Режим работы блока бензинирования ............ 345
§ 143.	Система газовой циркуляции жидкой фазы . . .	346
§ 144.	Промывка циркуляционного газа жидкой фазы 348
§ 145.	Система газовой циркуляции паровой фазы гидро-
генизации ........................................... 352
§ 146.	Дестилляцпонные установки..................... 353
§ 147.	Схема дестилляционной установки жидкой фазы 354
§ 148.	Дестилляционные установки паровой фазы . . .	356
§ 149.	Промывка и стабилизация бензина .............. 357
завода искусственного жидкого топлива. Материальные
балансы гидрогенизации. Катализаторы
§ 150.	Газы гидрогенизации ........................... 359
§ 151.	Общая схема переработки газов гидрогенизации 362
§ 152.	Переработка богатого газа ..................... 363
§ 153.	Производство и компрессия водорода . . . . .	366
§ 154.	Материалы для аппаратуры и коммуникаций
высокого давления .................................. 367
§ 155.	Хранение газов и жидких продуктов ............. 371
§ 156.	Общая схема завода искусственного жидкого топ-
лива ............................................... 372
§ 157.	Материальные балансы гидрогенизации	....	378
§ 158.	Характеристика продуктов гидрогенизации	.	.	.	380
§ 159.	Теплота реакции гидрогенизации ................ 381
§ 160.	Катализаторы и их производство ................ 388
§ 161.	Контроль производства ......................... 401
§ 162.	Техника безопасности .......................... 405
§ 163.	Усовершенствование существующих и новые формы
процессов гидрогенизации топлив .................... 406
Часть шестая
ПОЛУЧЕНИЕ ВЫСОКОСОРТНЫХ АВИАЦИОННЫХ БЕНЗИНОВ
Глава XVI. Ароматизация бензинов
§ 164.	Общие сведения ................................ 410
§ 165.	Ароматизация бензинов ......................... 411
§ 166.	Факторы процесса ароматизации ................. 414
485
Стр.
§ 167.	Катализаторы процесса ароматизации .......... 415
§ 168.	Промышленные процессы ароматизации ....	417
§ 169.	Общая схема процесса ароматизации ........... 419
§ 170.	Блок ароматизации и схема его работы ....	421
§ 171.	Схема периодов работы блока ................. 424
§ 172.	Основные характеристики процесса ароматиза-
ции ................................................ 427
§ 173.	Состав завода для ароматизации бензина ....	430
Глава XVII. Производство алкилатов (высокооктановые добавки)
§ 174.	Общие сведения .............................. 432
§ 175.	Производство алкилатов методом сернокислот-
ного алкилирования ................................. 434
§ 176.	Дегидрирование бутана ....................... 436
§ 177.	Циркуляция и регенерация катализатора . . .	440
§ 178.	Компрессия, охлаждение и промывка бутан-бу-
теновой смеси ...................................... 444
§ 179.	Алкилирование ............................... 445
§ 180.	Дестилляционная установка ................... 450
§ 181.	Состав производства алкилата ................ 454
§ 182.	Изомеризация бутана ......................... 455
§ 183.	Связь промышленности искусственного жидкого
топлива и нефтеперерабатывающей промышленности 457
Часть седьмая
ПЕРЕРАБОТКА СТОЧНЫХ ВОД ЗАВОДОВ ИСКУССТВЕННОГО ЖИДКОГО
ТОПЛИВА
Глава XVIII. Переработка фенольных сточных вод
§ 184.	Происхождение и характеристика сточных вод .	461
| 185.	Сети для вод разной характеристики и контроль
за хозяйством сточных вод ....................... 463
§ 186.	Методы очистки и устранения сточных вод . . .	464
§ 187.	Предварительная очистка сточных вод от механи-
ческих примесей................................   465
§ 188.	Очистка сточных вод от растворенных веществ 467
§ 189.	Адсорбционная очистка сточных вод ........ 467
§ 190.	Паровой метод обесфеноливания сточных вод .	468
§ 191.	Экстракционные методы очистки ............ 470
§ 192.	Очистка фенольных вод феносольваном	....	471
§ 193.	Очистка фенольных вод бутплацетатом	....	473
§ 194.	Окончательная очистка фенольных вод (доочистка) 475
Приложение 1	.................................... 477
Литература ................................................. 477
Ведущим редактор П. Р. Ершов
Техн, редактор А. С. Полосина
Т-00725. Подписано к набору 7/XII 1953 г.
По писано к печати 13/11 1954 г.
Формат 60у921/1в. Бум. л. 15,25.
Печ. л. 30,5. Уч.-изд. л. 32,22.
Тираж 3000 экз. Ц. 12 р. 80 к.
Зак. № 2242/578.
Типография «Красный Печатник». Ленинград
проспект имени И. в. Сталина, 91.
ОПЕЧАТ КИ
Стр.	Строка	Напечатано	Следует читать
14	Табл. 1, 2-я колонка справа	3—44	35—44
131	15 сверху	PbNa4	Na2PbO2
221	18 сверху	последние два адсорбера	седьмой адсорбер
247	26 сверху	Th (COS)2 + 2H2SO4 = = Th (SO4)3+2CO2 + +2H2O	Th (ОН)2СО3+2Н2СО4 == =Th(S04)2+CO4+3HaO
276	16 и 17 снизу	алканы	алкены
306	16 сверху	ластовый	шламовый
330	27 сверху	получение бензина	получение широкой фракции для выработки бензина
388	20 и 23 сверху	состоящей	состоящий
Зак. № 2242.