Реактор ароматизация

Основными технологическими параметрами, в значительной степени определяющими процесс каталитического риформинга и характеристики получаемых продуктов, являются температура, давление, объемная скорость подачи сырья и кратность циркуляции водородсодержащего газа. Однако в эксплуатационных условиях основным регулируемым параметром является температура на входе в реактор. Давление, скорость подачи сырья и кратность циркулирующего газа обычно поддерживаются постоянными, оптимальными для переработки данного сырья. Изменением температуры процесса компенсируют потери активности катализатора, обеспечивая тем самым приемлемую глубину ароматизации сырья и требуемое качество риформинг-бензи-на (величину октанового числа). Рассмотрим влияние отдельных параметров на процесс риформирования. [c.13]

Таблица 4. Температурный режим реакторов каталитического риформинга и ароматизации [7]

Схема ароматизации бензина приведена на рис. 6.35. Исходный бензин (80—180°С) поступает в сырьевую емкость /, откуда его насосом 2 направляют в теплообменники 4, предварительно смешав в узле 3 с циркуляционным газом. Полученная смесь последовательно проходит одну из секций трубчатой печи 5 и первый по ходу сырьевого потока реактор ароматизации 6. [c.242]

Для выравнивания коксования катализатора по реакторам в известном процессе магнаформинг молярное соотношение водо-родхырье на входе в первый реактор поддерживается равным 1 1, на входе в последний реактор, в котором ароматизации подвергаются [c.151]

Исследовано влияние давления водорода (в интервале 1—4,9 МПа) на скорость превращения н-гептана в присутствии Pt/A Oa при 490 °С [137]. При этом показано, что порядок реакции ароматизации по водороду при повышении давления стремится в пределе к —2,0. Теми же авторами [138] в безградиентном проточно-циркуляционном реакторе подробно изучена кинетика превращений н-гептана и циклогексана на ряде алюмоплатиновых катализаторов в условиях риформинга (460—520 °С, 1—6,9 МПа) в кинетической области, а также в условиях диффузионного торможения в порах. [c.236]

Перед теплообменниками к бензину подмешивается циркуляционный газ, и в теплообменники поступает смесь бензина и газа. Эта смесь из теплообменников далее идет в печь 10 и поступает в первый реактор ароматизации 5 пройдя его, сырье поступает вновь в печь и в следующий реактор. Нагревательная [c.304]

В процессе, известном под названием рексформинг (фирма ЮОП ), продукты ароматизации после реактора поступают на разделение. При помощи гликолей из них выделяют ароматические углеводороды, а оставшиеся парафиновые углеводороды смешивают со свежим сырьем и направляют вновь на переработку. [c.152]

Поскольку составляющие суммарный процесс реакции риформинга имеют неодинаковые значения энергии активации — наибольшее для реакций гидрокрекинга (117 — 220 кДж/моль) и меньшее для реакций ароматизации (92—158 кДж/моль), то при повышении температуры в большей степени ускоряются реакции гидрокрекинга, чем реакции ароматизации. Поэтому обычно поддерживают повышающийся температурный режим в каскаде реакторов, что позволяет уменьшить роль реакций гидрокрекинга в головных реакторах, тем самым повысить селективность процесса и увеличить выход риформата при заданном его качестве. [c.187]

Вторичные реакции—это в основном превращения типа конденсации и полимеризации (из непредельных углеводородов получаются диолефины, а в дальнейшем — ароматические углеводороды все большей сложности и увеличивающейся молекулярной массы). В результате последовательных процессов конденсации, полимеризации и ароматизации на стенках реактора образуются и частично осаждаются богатые углеродом соединения (пиролизный кокс) с содержанием углерода 99,0—99,7% (масс.). Как в ходе первичных, так и при вторичных превращениях, протекают реакции дегидрирования. [c.91]

Температура. Под температурой процесса крекинга понимают г среднюю температу )у в рабочей зоне реактора В заводской прак- тике каталитический крекинг сырья проводят обычно в интервале температур 450—500°. При таких температурах процесс образова- ния бензиновых фракций протекает достаточно быстро, а нежелательный процесс пх расщепления медленно. При более высоких температурах (510—550°) крекинг сопровождается чрезмерным газообразованием и значительной ароматизацией каталитического газойля. [c.191]

Температура. Основным регулируемым параметром процесса является температура на входе в реактор. Процесс риформирования проводят в реакторе в интервале температур 480—530 °С. С повышением температуры увеличивается жесткость процесса и ускоряются все основные реакции. Обычно о глубине процесса судят по степени ароматизации парафиновых углеводородов, конверсия которых увеличивается с молекулярной массой. Как влияет температура на превращение углеводородов, показано в табл. 11 113 1. Например образование ароматических углеводородов из нафтеновых уже при минимальной температуре процесса (470 °С) близко к максимальному значению, с повышением температуры прирост их незначителен. В большей мере зависят от температуры реакции ароматизации парафиновых углеводородов. Так, при температуре 470 °С из парафиновых углеводородов образуется всего 11,5% ароматических углеводородов с подъемом температуры до 510 °С их количество возрастает до 22,1%, т. е. увеличивается почти в два раза. Селективность превращения парафиновых углеводородов в ароматические мало зависит от температуры (44,8% при 470 °С и 49,4% при 510 °С), т. е. температура [процесса [c.21]

Газосырьевая смесь проходит конвекцию печи тремя параллельными потоками, затем двумя потоками одну секцию и одним потоком 12 труб второй секции печи П-1 и с температурой 470-530 °С (поз. ТКС 15) входит в реактор Р-1. В реакторе Р-1 сырье в паровой фазе в атмосфере водорода над катализатором подвергается ароматизации. Реакции ароматизации бензина над катализатором протекают с поглощением тепла, вследствие чего температура на выходе из реактора Р-1 снижается на 60 С, в зависимости от активности катализатора. [c.45]

Платино-рениевые катализаторы характеризуются повышенной стабильностью, что способствует удлинению цикла работы реакторов, повышают степень ароматизации сырья, незначительно снижают активность при закоксовывании в процессе работы. Дальнейшее усовершенствование в области производства катализаторов идет по линии получения /полиметаллических катализаторов, в состав которых, кроме платины, входят иридий, германий, свинец и др. Циркулирующий водородсодержащий газ должен содержать не менее 80% объемн. водорода. Кратность циркуляции водородсодержащего газа к сырью [36] для катализаторов (в м м ) платинового 700—2300 оксида молибдена 350—1400 оксида хрома 1000 молибдата кобальта 640. [c.174]

В первом по ходу сырья реакторе проходит в основном протекающая с наибольшей скоростью реакция дегидрирования циклогексанов, роль реакций гидрокрекинга невелика. В последнем реакторе доля реакций ароматизации невелика и в основном протекает гидрокрекинг. Поэтому при одинаковой загрузке катализатора по реакторам перепад температур между входом в реактор и выходом из него наибольший в первом по ходу сырья реакторе и наименьший — в последнем. По мере протекания реакции ароматизации в непревращенном сырье остаются все более устойчивые к ароматизации углеводороды, и энергия активации ароматизации повышается. Поэтому целесообразно повышать температуру от первого реактора к последнему в результате снижается роль реакций гидрокрекинга в первом (или в первых двух) реакторе и несколько увеличивается выход катализата при заданном его качестве. [c.258]

Бензин, идущий на ароматизацию, поступает вначале в ректификационную колонну 11. Головка отгоняется и, минуя процесс ароматизации, поступает в отдувочную колонну 23. Тяжелый бензин собирается в сборнике 12 и затем вместе с водородом подается в теплообменники 14 и подогреватель печного типа 15 (рис. 5), имеющий пять самостоятельных секций по числу колонн ароматизации. Бензин в первой секции подогревается до 510° и поступает в. колонну ароматизации, заполненную таблетками катализатора, размером от 8 до 12 мм. Во всех реакторах ароматизации катализатором служит окись "Кюлибдена, нанесенная в количестве 8—10% на активную окись алюминия. Реакция дегидрирования эндотермична и на выходе из первой колонны температура падает на 50—60°. Бензин после первой и последующих колонн вновь подогревается в секциях печи. В остальных колоннах падение температуры уменьшается по мере того, как глубина ароматизации повышается. [c.28]

В промышленных условиях по мере снижения активности катализатора риформинга повышают температуру процесса с тем, чтобы сохранить на заданном уровне октановое число риформата или 6ы-ход ароматических углеводородов. На протяжении реакционного периода температуру на входе в реакторы повышают на 20—30 °С Это означает, что активность катализатора в реакциях ароматизации углеводородов снижается примерно в 2—3 раза (см. гл. 5). [c.58]

В шестой главе приведены результаты апробации процесса ароматизации легких углеводородов Аркон в опытно-промышленных условиях. Установка каталитической переработки легкого углеводородного сырья построена на экспериментальной базе ОАО НИПИгазпереработка - НПО Технефтегаз в соответствии с разработанным проектом. Объем реактора ароматизации -200 дм [c.16]

Объемная скорость по жидкому сырью для установок с неподвижным слоем катализатора выбирается обычно в пределах 1,5—2 ч . При изменении производительности установки увеличение или уменьшение объемной скорости компенсируют соответствующим изменением температуры в реакторах. Температурный коэффициент скорости ароматизации в условиях риформинга равен примерно 1,5. [c.152]

Сб+ - 3,58, был направлен в реактор ароматизации процесса Аркон. Испытания процесса Аркон проводили в течение 96 часов, начиная отбор отходя- [c.17]

Разработана и создана опытно-промышленная установка переработки углеводородного сырья с реактором ароматизации объемом 200 дм на экспериментальной базе ОАО НИПИгазпереработка . Испытания процесса Аркон подтвердили основные результаты лабораторных исследований и возможность устойчивого получения по разработанной технологии ароматического концентрата с октановым числом 103-104 по моторному методу из отходящего углеводородного газа процессов БИМТ и Цеокат. [c.22]

Тепловое регулирование процесса. В заводской практике каталитического риформинга бензинов технологический процесс в реакторных устройствах со стационарными катализаторами регулируют соответствующим изменением рабочих температур. Все последовательно включенные реакторы установок риформинга теплоизолированы, и температурный режим в каждом из них устанавливается близким к адиабатическому. Перепад температур в каждом последовательно действующем реакторе зависит от достигнутой в нем глубины процесса ароматизации и газообразования. [c.45]

При каталитическом риформинге дегидрогенизация гомологов циклогексана происходит быстро и сопровождается интенсивным поглощением тепла. Ароматизация парафиновых углеводородов протекает довольно медленно, но также сопровождается поглощением тепла. По этой причине установка платформинга состоит из нескольких последовательно соединенных адиабатических реакторов с неподвижным слоем катализатора, между которыми помещают нагревательные печи для поддержания необходимой температуры. [c.88]

В такой конструкции учтено, что дегидрогенизация исходных веществ протекает быстро и завершается в основном в первом реакторе. В реакторах большего объема протекают главным образом более медленные реакции изомеризации и ароматизации. В ряде случаев наиболее крупный реактор используется для гидрокрекинга низкооктановых парафиновых углеводородов. [c.90]

Значительный рост доли вторичных реакций изомеризации и ароматизации подтверждается и повышением о танового числа с 75,7—76,3 до 78,6—79,3 (моторный метод без ТЭС) [2] при повышении конверсии сырья с 58,7—59,3 до 65,7—66,7% (масс.). Следует указать и на нал-ичие некоторого тепловыделения в нижней части реактора установки 43-102 с прямоточным нисходящим потоком сырья и шарикового катализатора [8].. Изложенное, по-видимому, обусловливает экстремальный характер кривой зависимости теплового эффекта крекинга ог конверсии сырья для этой группы данных. Приближающийся к этой группе характер, возможно, наблюдается и для реакторов с общим псевдоожижен- [c.68]

Вторая группа данных получена в условиях прямоточного реактора с восходящим потоком или ступенчато-противоточного реактора [5—7]. Для обеих систем характерно минимальное протекание вторичных реакций превращения олефиновых углеводородов, ароматизации и т. д. В прямоточном реакторе это обусловлено малым временем контакта сырья и катализатора (2—3 с). В ступенчато-противоточном реакторе катализатор и углеводородная смесь движутся в противоточном направлении и при таком движении по мере роста конверсии сырья повышаются температура в реакторе и активность катализатора, т. е. усиливаются факторы, снижающие вторичные экзотермические реакции. Снижение доли вторичных реакций для этих типов реакторов про является в росте теплового эффекта с повыщением конверсии сырья. [c.69]

Поскольку тепло реакции отнимается от газо-сырьевой смеси, температура последней падает. Поэтому к реакционной смеси необходимо подводить тепло. Это обстоятельство вынуждает распределять катализатор в несколько реакторов, и между реакторами подогревать газо-сырьевую смесь в секциях печи. В перв]лх реакторах поглощение тепла наиболее велико, так как содержание нафтенов % сырье наибольшее, в последних — наоборот. Чтобы сделать подвой, тепла более равномерным, катализатор размещают в нескольких реакторах неравномерно в первом по ходу сырья реакторе — наименьшее количество катализатора, в последнем — наибольшее. В конечном итоге общая глубина ароматизации зависит от правильного распределения катализатора между реакторами. Соотношение загрузки катализатора по реакторам может быть 15 35 50 1 2 4 1 3 7 и др. [c.249]

Перспективы развития процесса. Изучение работы катализатора в реакторах платформинга со стационарным катализатором показало, что фактически реакции образования ароматических углеводородов из шестичленных, пятичленных нафтенов и парафинов происходят неодновременно. Сначала превалирует реакция дегидрирования шестичленных нафтенов и лишь затем происходит дегидроизомеризация пятичленных нафтенов и далее дегидроциклизация парафинов. Поэтому для углубления ароматизации большое преимущество имеет процесс риформинга с одновременным [c.255]

Очищенную от сернистых соединений нефтяную фракцию смешивают с циркулирующим водородом, нагревают в печи и направляют в реактор ароматизации. Так как процесс в целом эндотермический, в ходе реакции приходится подводить тепло, для чего в реакторе размещают нагреватели. После охлаждения паро-газо-вой смеси водо1род отделяют от сконденсировавшейся жидкости и часть его возвращают в реактор. [c.222]

Как видно из кривых рис. 2.6, полученных при риформинге широких бензиновых фракций 85-180 °С и 62-180 °С, влияние температуры на селективность превращения парафинов в ароматику имеет криволинейный характер. Селективность минимальна в области температур 480-490 °С (входные температуры в реакторы, как правило, на 10 ° выше). Снижение температуры ниже 480 °С приводит к увеличению селективности, также как и увеличение выше 490 °С, что объясняется изменением соотношения скоростей реакций ароматизации и гидрокрекинга в пользу первых. [c.12]

Бензин предварительного гидрирования поступает на ректификационную колонну, где от него отгоняется легкий бензин с к. к. 80—85° С и тяжелый бензин, выкипающий от 80 до 180° С. Бенз ин, катящий в интервале 80—180° С, поступает в емкость, откуда насосом подается в теплообменники 7 (фиг. 58>. Перед теплообменниками к бензину подмешивается циркуляционный газ, и в теплообменники поступает смесь бензина и газа. Эта смесь из теплообменников далее идет в печь и поступает в первый реактор ароматизации пройдя его, сырье поступает вновь в печь и в следующий реактор. Установка ароматизации имеет 4 или 5 колонн (в зависимости от их объема), и для каждой колонны имеется своя печь. Пройдя колонны ароматизации, продукт поступает в теплообменник и далее в колонну очистки 9. Из колонны очйстки продукт проходит последовательно еще два теплообменника и поступает в холодильник /ив наклонно расположенный газосепаратор 11. Из газосепаратора отделившиеся газы поступают в циркуляционный насос и вновь подаются в систему. Дестиллат дросселируется в емкость и поступает на дестиллационную колонну 12, где отбирается бензин с к. к. 180—185° С и полимеры. Бензин поступает в емкость. Полученный бенз ин ароматизации совместно с легким бензином проходит щелочную промывку и стабилизацию и поступает в емкость готового бензина. [c.314]

Процесс ароматизации бензинов под давлением в присутствии водорода, являющийся эндотермическим, может оформляться в виде двух- пли трехколонных реакторов, заполненных катализатором. Реакционная смесь нагревается в нечи и поступает в первый реактор, [c.278]

Как видно из приведенных в табл.8.5 данных, при переходе от реактора с псевдоожиженным слоем к лифт — реактору улучшается селективность крекинга, возрастает содержание олефинов С -С в газе и содержание олефинов в бензине. Однако вследствие "средней" активности катализатора Цеокар —2 в лифт — реакторе не достига — ютс5( достаточная конверсия сырья и выход бензина, из — за неза — вершенности вторичных реакций изомеризации и ароматизации [c.127]

Температура промышленных процессов риформинга обычно находится в интервале 450—530°С. С повышением температуры ускоряются все основные реакции. При этом рассмотрение кинетики процесса затрудняется параллельно протекающими разнородными реакциями (ароматизации, гидрокрекинга и др.), во многом зависящими от температуры в реакционной зоне аппарата. Как было показано выше, процесс риформирования в целом эндотермичен и требует межступенча-того подогрева газосырьевого потока. Температурный режим реакторов промышленных установок близок к адиабатическому. [c.13]

Реакция ароматизации бензина протекает с отрицательным тепловым эффектом, вследствие чего темцература в реакторе снижается. Для проведения каталитического риформинга низкооктанового бензина при заданных температурах предусматривается ступенчатый реакторный блок и межступенчатый подогрев продуктов реакции в трубчатых печах. Реакторный блок состоит из трех реакторо% каталитического риформинга и двух печей для подогрева продуктов реакции. [c.203]

Для изучения влияния условий риформирования на показатели процесса и качество катализата первой стадии были проведены опыты при давлении 3.0 МПа., циркуляции водородсодержащего газа 1200 нл/л сырья и объемной скорости подачи сырья 3 и 5 час Результаты опытов приведены в таблице 5.8. гам же приведена характеристика исходного сырья. В изученных условиях риформирования протекают реакции ароматизации, изомеризации и гидрокрекинга в результате выход парафиновых углеводородов нормального строения снижается до 15,0-20,9% мае. в сравнении с содержанием их в сырьс 25,8%о мае., т.е. на 4,9-10,8% мае. Уменьщение выхода н-парафиновьгх углеводородов объясняется не только их гидрокрекингом и дегидроциклизацией, но и их изомеризацией, поскольку выход жидких продуктов превыщает 90%> мае. 1 аким образом, на платиноэрионитный катализатов СГ-ЗП при комбинированной переработке может постпупать сырьё, содержащее на 5-1% мае. меньще н-парафиновых углеводородов, чем в исходном сырье, что с учетом выхода жидких продуктов первой стадии должно повысить суммарный выход стабильного катализата на 3-5%о мае. Экспериментальная проверка данного вывода была осуществлена на пилотной установке с двумя последовательно соединенными реакторами, работающими в едином циркуляционном контуре. [c.130]

Технологический режим. Основные технологические параметры риформинга — объемная скорость подачи сырья, давленпе, кратность циркуляции водородсодержащего газа, максимальная температура процесса, а для установок с движущимся слоем катализатора — производительность узла регенерации, выбираются при проектировании установок. Объемная скорость подачи сырья составляет 1,5—2 ч- . Частные объемные скорости по ступеням реакции, число ступеней (обычно в пределах 3—5) выбираются с учетом качества сырья и требований к качеству катализата. Для современных установок характерно неравномерное распределение катализатора по реакторам. Для трехреакторного блока распределение катализатора составляет от 1 2 4 до 1 3 7, для четырехреакторного она может быть, например, 1 1,5 2 5 5. Снижение скорости подачи сырья приводит к уменьшению селективности процесса, понижению выхода катализата н водорода, повышению выхода углеводородно/о газа, снижению концентрации водорода в циркуляционном газе. Снижение рабочего давления риформинга повышает селективность процесса (рис. 2.2.3), способствуя реакциям ароматизации п. подавляя гидрокрекинг. Однако при снижении давления увеличивается скорость дезактивации катализатора за счет накопления на нем кокса (рис, 2,24, а). Первые промышленные установки каталитического риформинга были рассчитаны на рабочее давление 3,5—4 МПа. Применение стабильных полиметаллических катализаторов позволило снизить давление до 1,5—2 МПа на вновь проектируемых установках с неподвижным слоем катализатора и до 0,7—1,2 МПа на установках с движущимся катализатором. На действующих установках риформиига замена алюмоплатиновых катализаторов на полиметаллические позволяет снизить рабочее давление с 3,0— [c.132]

Общими для всех установок риформинга являются большой эндотермический тепловой эффект, который вынуждает вести процесс в трех-четырех реакторах с двумя-тремя промежуточными трубчатйми подогревателями, и разные скорости реакций ароматизации, селективности превращения различных групповых компонентов сырья. [c.156]

Химическое равновесие. Неоднократно проводились термодинамические расчеты с тем, чтобы установить, какие условия осуществления процесса аталитического риформинга благоприятны для протекания реакций ароматизации парафинов [5, б, 8, 9, 55]. Примером может служить реакция ароматизации -гептана. Очевидно, высокие температуры и низкие давления способствуют более полному превращению -гептана в толуод (рис, 1,9). При обычных температурах каталитического риформинга (на входе в реакторы 500 °С) степень превращения -гептана в толуол, равная 95%, может быть достигнута при давлениях, не превышающих 1,5- -1,7 МПа. При этом изменение молярного отношения водород углеводород в пределах 4 1 до 10 1 не оказывает существенного в.цияния на степень превращения -гептана в толуол. [c.28]

Такие параметры, как рабочие температуры, а также соотношение водорода и сьфья, не являются постоянньп для каждого реактора в установке. Например, молярное отношение водорода и сырья может быть довольно низким в первом реакторе (2,5 1), где коксообразование относительно невелико, а в последнем реакторе, где реакции гидрокрекинга и ароматизации усиливают скорость коксообразования, мол фное отношение водорода и сырья повьплают до 9 1 /15/. [c.91]

Повышение выхода бензина может быть достигнуто и при применении в лифт-реакторе более активного катализатора Микроцеокар-5. При этом по сравнению с катализатором Цеокар-2 в лифт-реакторе увеличивается выход бензина на 13% (масс.), бутиленов на 1,4% масс.), пропилена на 1,5% (масс.). Вместе с тем качество бензина улучшается недостаточно и в нем отмечается очень низкое содержание ароматических углеводородов, что указывает на незавершенность реакций ароматизации олефиновых углеводородов. [c.131]

Основная реакция весьма эндотермична (АЯ = +49,2 ккал на 1 моль ароматического углеводорода), а поэтому в качестве метода подвода потребного тепла при нужной температуре, согласно описанинэ, предполагается последовательное расположение двух или более реакторов. Некоторые данные, приведенные Фишером и Уэлти [2], показывают, что основной реакцией является скорее дегидрирование Св-нафтенов, чем ароматизация парафинов. В обычных условиях, при которых проводят гидроформинг, 97% метилциклогексана превращается в ароматические углеводороды. Если в тех же условиях сырьем является н-гептан, то он превращается в толуол всего на 16%, а большая его часть претерпевает интенсивное крекирование. [c.243]

Разработку промышленной каталитической ароматизации бензинов начали на базе относительно малоактивных и малоселективных катализаторов типа оксидов хрома и молибдена. В системе процесса, названного гидроформингом, поддерживали давление ВСГ на уровне 1,4 МПа, что приводило к закоксовыванию катализатора, который приходилось регенерировать каждые 6-8 ч. В связи с этим каждый реактор был дублирован. Невысокая активность катализатора позволяла рассчитьшатьлишь на более или менее полную дегидрогенизацию нафтенов и на очень малое преврашение (дегидроциклизацию) парафинов. [c.126]

Селективное гидрирование непредельных углеводородов. В составе установки ароматизации имеется отдельный блок, основной частью которого является реактор догидрирования, заполненный алюмоплатиновым катализатором с низким содержанием платины АП-10, АП-15 или ГО-1. Назначение этого блока — гидрирование непредельных углеводородов в составе ароматизированного катализата (обычно до 1,5%). Температура гидрирования 180-220°С, объемная скорость 5-7 ч , давление 1,4- [c.142]