ПОИСК Статьи Рисунки Таблицы Установки с циркулирующим шариковым катализатором из "Крекинг нефтяных фракций на цеолитсодержащих катализаторах" Технологическая схема типовой отечественной установки каталитического крекинга 43-102 с циркулирующим шариковым катализатором приведена на рис. 6.1. Сырье после предварительного подогрева в теплообменниках 26 и 22 до температуры 180—200° С поступает в нагревательную печь 1. Перед входом в печь в случае необходимости в сырье подкачивается рециркулят — газойль из колонны 21. Максимальная температура сырья на выходе из печи составляет 470—490° С, и с такой температурой оно подается в реактор 5. Температуру в реакторе поддерживают в пределах 450—475° С. [c.221] Катализатор из зоны крекинга реактора поступает в секцию отпаривания 6, а продукты реакции направляются в ректификат ционную колонну 21 на разделение. Газобензиновый отгон (смесь газа, бензина и воды) выводится с верха колонны, проходит конденсатор-холодильник 24 и поступает в газосепаратор 28. Из газо-сепаратора газ выводят на газофракционирующую установку, бензин передают в парк ГФУ для стабилизации, а воду (конденсат) сбрасывают в канализацию для последующей очистки часть бензина в качестве орошения подают на верх колонны 21. [c.221] Закоксованный катализатор из реактора 5 по напорному стояку 7 поступает в дозер 13, откуда при помощи пневмоподъемника И через сепаратор 10 и бункер 14 направляется в секционированный регенератор 15 с охлаждающими змеевиками. [c.221] Выжиг кокса в регенераторе -осуществляется воздухом, при этом температура в аппарате повышается от 450—480° С до 680— 700 С. В нижних зонах регенератора при помощи охлаждающих змеевиков, в которые подается вода, температура понижается до 580—600° С. Регенерированный катализатор по наклонному трубопроводу поступает в дозер 13 и по пневмоподъемнику 12 через сепаратор 10 направляется в бункер катализатора 2, откуда возвращается в распределительное устройство реактора. [c.221] Воздух на пневмотранспорт- закоксованного и регенерированного катализатора подается воздуходувкой 8 через топку под давлением 9. Для регенерации катализатора воздух подается воздуходувкой 20 также через топку под давлением 9. При необходимости отвода избыточного тепла воздух в регенератор подается холодным, минуя топку под давлением. [c.221] Для отвода избыточного тепла, образующегося за счет выжига кокса, в охлаждающие змеевики регенератора 15 подают воду из парового барабана 19. Нижние охлаждающие змеевики работают для перегрева выработанного на установке водяного пара. Подпитку парового барабана осуществляют химически очищенной водой. [c.222] Перевод большинства промышленных установок 43-102, работавших на аморфном алюмосиликате, на цеолитсодержащий катализатор осуществлялся постепенной догрузкой в систему реакторного блока нового катализатора в количествах, не.превышающих обычные потери [8—10]. В отдельных случаях аморфный катализатор заменяли на цеолитсодержащий полностью одновременно [11, 12]. При этом в нашей стране и за рубежом вначале были внедрены цеолитсодержащие катализаторы с цеолитом типа X (Дюрабед-5, Цеокар-1, АШНЦ-1), а з тем с цеолитом типа V (Дюрабед-6, Дюрабед-8, Н2-1, Цеокар-2, АШНЦ-3, АШНЦ-12). Перевод установок 43-102 на цеолитсодержащий катализатор в СССР был начат в 1969 г. и в основном завершен в 1975—1976 гг. [c.222] Выход бензина при применении цеолитсодержащих катализаторов существенно зависит от типа применяемого сырья. Влияние различных видов сырья на показатели одно- и двухступенчатого крекинга показано в табл. 6.2. [c.223] Вследствие высокой ароматизирующей способности цеолитсодержащих катализаторов крекинга их применение привело к снижению содержания в бензине непредельных углеводородов и к повышению содержания ароматических. Увеличилось содержание ароматических углеводородов в легком и тяжелом каталитических газойлях цетановые числа легкого газойля низкие и находятся в пределах 32—40. [c.224] Значки на кривых соответствуют данным различных заводов. [c.225] Показано, что образование бутиленов завершается на высоте слоя катализатора около 2 м (рис. 6.5). Дальнейшее увеличение высоты слоя шарикового катализатора приводит к снижению выхода бутиленов за счет реакции перераспределения водорода и полимеризации. Выход пропилена растет по всей высоте реактора. [c.226] Уменьшение высоты слоя катализатора при применении Цеокар-2 в процессе крекинга тяжелого сернистого сырья (плотность 0,865—0,875 г/см , содержание серы U7—2,1 % масс.) позволило увеличить выход бутиленов в 1,5—2 раза и превысить их выход, получаемый на аморфном катализаторе [8, 9, 14]. [c.226] Наряду с неудовлетворительным режимом крекинга одной из причин низкой выработки бутиленов на установках 43-102 является нечеткая работа блоков (установок) газофракционировация [14, 15] в сухом газе каталитического крекинга содержится от 15 до 25 % (масс.) фракции Сз—С4. Только за счет улучшения работы блоков фракционирования выработка фракции Сз—С4 на установках 43-102. может быть увеличена на 0,7—1,3 % (масс.) от сырья. [c.226] Свойства равновесного катализатора и его регенерация. Равновесный пео-литсодержащий катализатор, циркулирующий в системе реакторных блоков установок 43-102, в отличие от свежего катализатора, имеет пониженную на 3— 6% (масс.) каталитическую активность. При это.м катализатор Цеокар-2 нз-за наличия в нем редкоземельных эле.ментов лучше сохраняет свою высокую активность, чем катализатор АШНЦ-3, который не содержит редкоземельных элементов (табл. 6.4). Крекинг сернистого вакуумного дистиллята приводит к большему снижению первоначальной активности катализатора, чем переработка на нем гидроочищенного или малосернистого тяжелого сырья [8, 10, 12, 14]. [c.226] Эффективность использования цеолитсодержащего катализатора ао многом зависит от содержания остаточного кокса на регенерированном катализаторе. [c.226] Вернуться к основной статье