книги из ГПНТБ / Прокопюк С.Г. Промышленные установки каталитического крекинга

и претерпевает вторичное превращение. Это объясняет­ ся следующим. В кипящем слое движение частиц ката­ лизатора приближается к режиму идеального смеше­ ния. Чем больше степень смешения частиц катализато­ ра, тем лучше контакт с парами сырья. При большом времени контакта сырья и катализатора средняя рав­ новесная активность катализатора снижается и выход продуктов крекинга уменьшается. Зависимость выхода продуктов от длительности работы пылевидного алюмосилнкатного катализатора приведена на рис. 49. Из ри­ сунка видно, что по мере увеличения содержания кокса на катализаторе выход бензина снижается. Для повы­ шения эффективности процесса целесообразно осущест­

В промышленных условиях при увеличении кратно­ сти циркуляции катализатора длительность его пребы­ вания в регенераторе уменьшается и, как следствие, ре­ генерация катализатора ухудшается. Кроме того, с уве­ личением кратности циркуляции катализатора резко возрастает количество углеводородов, уносимых из реактора в регенератор, что приводит к повышению тепловой нагрузки последнего. Этих недостатков можно частично избежать, несколько увеличив объем отпарной секции и регенератора.

160

На рис. 50 показано, что в реакторе идеального сме­ шения наблюдается большая средняя закоксованность катализатора или меньшая средняя активность катали­ затора, чем в реакторе идеального вытеснения. По мере увеличения конечной закоксованности катализатора разница между значениями средней закоксованности катализатора для систем идеального смешения и иде- -ального вытеснения все больше возрастает. Среднюю равновесную активность катализатора в реакционной

.зоне аппаратов идеального смешения можно поддержи­ вать на необходимом уровне путем повышения кратно­ сти циркуляции катализатора и снижения длительности его работы. Секционирование реактора, регенератора и отпарной зоны позволяет несколько интенсифициро­ вать процесс. Однако устранить таким путем основные недостатки режима «идеального смешения» не удается.

Для увеличения средней активности катализатора в реакционной зоне предложен метод контактирования фаз в «полусквозном» потоке. В отличие от кипящего •слоя, где частицы катализатора совершают многократ­ ное движение в различных направлениях реакционной зоны, в полусквозном потоке они движутся в основном снизу вверх, вместе с парами реагирующей смеси. Про­ дукты реакции отделяются от катализатора в отдельном аппарате большего объема или в расширенной верхней части реактора. Способ контактирования частиц ката­ лизатора с парами сырья и газами' в полусквозном потоке позволяет избежать проскока реагирующей сме­ си в виде пузырьков через слой катализатора в ректи: фикационную колонну.

Конструкция реакционного узла с полусквозным по­ током катализатора показана на рис. 51. Пары сырья и водяной пар поступают в нижнюю часть реактора, где встречаются со смесью регенерированного и свежего ка­ тализатора. Если сырье находится в парожидкостном •состоянии, его направляют через распылитель над ре­ шеткой в поток катализатора и в низ реактора подают только водяной пар для аэрации. Катализатор, подхваченый потоком водяного пара и паров сырья, движется в верх реактора; при этом его частицы и сырье переме­ шиваются незначительно.

Катализатор вместе с продуктами реакции из верх­ ней части реактора попадает в объемный сепаратор,

где скорость движения продуктов крекинга меньше, чем в реакторе (0,5 м/с). В сепараторе катализатор отде­ ляется от паров и падает в псевдоожиженный слой в нижней части реактора, где увлеченные им углеводо­ роды вытесняются водяным паром. Освобожденные от продукта частицы по стоякам 3 поступают в середину кипящего слоя регенератора 4. Наличие противотока воздуха позволяет более эффективно использовать его кислород.

-ж

-3

-Ж

Рис. 51. Принципиальная конструк­ ция реакторного узла с полусквозным

-ж потоком катализатора:

шить высоту реакторно-регенераторного блока установ­ ки каталитического крекинга до 30 м. При этом кон­ центрация катализатора в единице объема реактора в 3—4 раза больше, чем в процессе с псевдоожиженный слоем, что позволяет увеличить производительность реактора. Гибкость и простота подобной системы реак­ тора и регенератора такие же, как и системы с псевдо­ ожиженный слоем.

На рис. 52 показана зависимость выхода продуктов и глубины крекинга вакуумного газойля при 490 °С от весовой скорости подачи сырья в реакторе с полусквоз­

162

весовой скорости более 3 ч - 1 . Для достижения такого выхода бензина в реакторе с кипящим слоем катализа­ тора весовая скорость подачи сырья в реактор должна быть менее 1 ч - 1 . В этих условиях около 30% сырья превращается в газ.

war

Рис. 52. Зависимость выхода продуктов крекинга и глубины кре­ кинга сырья от весовой скорости подачи сырья для реактора с полусквозным потоком (сплошные линии) и с кипящим слоем (пунктирные линии).

Оптимальные условия крекинга в кипящем слое ка­ тализатора достигаются при белее низкой глубине кре­ кинга (70%), чем в полусквозном потоке (76%). Про­ дукты, полученные в реакторе с полусквозным потоком, имеют высокие показатели. Октановое число бензина в чистом виде 82—83, газ содержит 9,5% бутиленов

ипропиленов.

Вреакторах с полусквозным потоком показатели процесса каталитического крекинга на мелкодисперсном катализаторе улучшаются. Однако при этом желатель­ но раздельное крекирование (в отдельных реакторах) менее стойких и более стойких компонентов сырья, ко­ торое можно проводить в оптимальном для каждого из них режиме.

Предложено вакуумный газойль подвергать двухсту­ пенчатому каталитическому крекингу по технологиче­ ской схеме, показанной на рис. 53. На I ступени исход­ ный вакуумный газойль после подогрева в теплообмен­ никах 17 направляется в реактор с полусквозным по­ током 5; наверху реактора расположен безударный се­ паратор 6. Из сепаратора катализатор проходит в бун­ кер 7 и в кипящий слой реактора I I ступени 9. Пары продуктов реакции через циклон уходят в ректифика­ ционную колонну 10, где разделяются на бензин, газ

и газойль. Последний с низа колонны 10 насосом 11 подается в захватное устройство транспортного трубо­ провода / и поступает в кипящий слой катализатора реактора I I ступени 9. Продукты реакции отделяются от катализатора в циклоне 5 и идут в ректификацион­ ную колонну 13. С верха колонны уходят бензин и газ

Рис. 53. Принципиальная схема установки двухступенчатого ката­ литического крекинга:

и вместе с аналогичными продуктами первой ступени

ны колонны 13 и откачивается насосом 14 через тепло­ обменник 17 и холодильник 16 в товарный парк дизель­ ного топлива. Тяжелый газойль с низа колонны 13 за­ бирается насосом 14 и после охлаждения в теплообмен­ нике 17 и холодильнике 16 проходит в резервуары ко­ тельного топлива.

Катализатор движется следующим путем. Из реге­ нератора 4 по стояку 2 регенерированный катализаторпоступает в захватное устройство реактора с полу­ сквозным потоком 8 и вместе с парами сырья и водя­ ного пара направляется для отделения паров продуктов реакции в безударный сепаратор 6 и бункер 7. Отрабо­ танный на I ступени крекирования катализатор подает-

164

нерированного катализатора. Таким образом, в крекин­

ратурный режим в реакторе; кроме того, активность равновесного катализатора при этом возрастает.

В табл. 13 приведены материальные балансы крекин­ га вакуумного газойля: двухступенчатого и в реакторе- с псевдоожиженным слоем катализатора. Из этих дан­ ных видно, что в процессе двухступенчатого крекинга выход целевых продуктов — бензина и газа — больше. Кроме того, при двухступенчатом крекинге больше вы­ ход бутиленов, а выход кокса на сырье меньше. Окта­ новое число бензинов находится на высоком уровне (81,1—81,3) при обоих способах крекирования. Бензин

ют основным требованиям ГОСТ на автомобильные бен­ зины.

1 6 5

Технико-экономические показатели двухступенчато­ го крекинга позволяют судить о преимуществе процесса по сравнению с одноступенчатым крекингом вакуумного газойля в кипящем слое катализатора. По данным авто­ ров процесса двухступенчатого крекинга, реконструкция только одной промышленной установки I-A по этой схе­

Проведены также исследования с целью разработки теоретических основ проектирования комплексной ре­ конструкции установки I-A. На основе результатов ис­ следований установлено влияние.основных параметров процесса на скорость образования и выход продуктов.

Температура процесса крекинга арланского вакуум­ ного газойля на равновесном алюмосиликатном катали­ заторе в течение 4 с оказывает различное влияние на выход бензина и кокса. При увеличении выхода бензи­ на образование кокса уменьшается (рис. 54). Макси­ мальному выходу бензина — при 470—480 °С соответ­ ствует наименьший выход кокса. Большой выход кокса

тимальная температура крекинга. Наилучшие резуль­ таты каталитического крекинга тяжелого и ароматизи­ рованного сырья достигаются при повышенной темпе­ ратуре процесса. Этим и обусловлена тенденция к по­ вышению температуры крекинга вакуумного газойля

166

и проведению каталитического крекинга в две ступени.. На разных ступенях крекингу раздельно подвергается сырье, отличающееся по фракционному и химическому составу.

Пределы кипения.рециркулята оказывают влияние на материальный баланс крекинга. Наибольший выход, бензина и наименьший выход кокса получаются при крекинге рециркулирующей фракции 420—440 °С. Фрак­ ции, выкипающие выше 440 °С, содержат 13,6% тетрациклических углеводородов, которые способствуют обра­ зованию кокса; из них в процессе каталитического крекинга получается 20% кокса и лишь 5% бензина. По­ этому в продуктах, направляемых на повторный кре­ кинг, содержание тетрациклических ароматических уг­ леводородов не должно превышать 1%.

Количество углеводородов, удаляемых из массы ка­ тализатора в отпарной секции, можно увеличить сле­ дующим образом. Промежуточные продукты уплотне­ ния эффективно удаляются на начальной стадии их об­ разования в процессе крекинга; после некоторого вре­ мени происходят процессы перераспределения водорода и поликонденсации этих продуктов и удаление их при: помощи пара затрудняется. Улучшение работы отпарной секции достигается путем увеличения плотности слоя катализатора (уменьшается объем паров углеводородов между частицами катализатора и увеличивается линей­

ся противоток катализатора и водяного пара, движение их приближается к режиму идеального вытеснения). -

Регенерация катализатора улучшается при осущест­ влении в секционированном аппарате противотока закоксованного катализатора и воздуха. В этих условиях десорбция углеводородов горячими дымовыми газами" в верхней секции улучшится, а в нижней секции повы­ сится скорость горения остаточного кокса за счет увели­ чения концентрации кислорода.

Желательно, чтобы катализатор циркулировал' в плотной фазе при высокой удельной производительно­ сти — 2000—3000 т/(м2 -ч) и небольшой линейной ско­ рости — 2—3 м/с. Такой режим циркуляции катализа­ тора позволит снизить его износ, а также износ трубо­ проводов и запорных устройств.

16Г

Показатели процесса каталитического крекинга улуч­ шаются при следующих условиях: увеличении линейной скорости сырья, приближении к режиму идеального вы­ теснения по продукту и катализатору, применении пря­ моточных реакторов большой высоты и малого диамет­ ра (увеличивается выход бензина и снижается выход кокса). Особенно большое влияние указанных факторов наблюдается при переработке тяжелых видов сырья.

На основе полученных результатов исследований двухступенчатого каталитического крекинга разрабо­ тан и частично осуществлен проект комплексной рекон­ струкции установки I-A (рис. 55). В схеме предусмотрен монтаж двух дополнительных транспортных трубопро­ водов катализатора.

Рис. 55. Технологическая схема реконструированной установки I-A:

помощи U-образного трубопровода. Катализатор транс­ портируется рециркулятом в разбавленной фазе из ре­

отработанного катализатора обеих ступеней крекинга. Внутри реактора 4 монтируются реакторы I и I I ступе-

368

в обоих реакторах способствует лучшей десорбции про­ межуточных продуктов уплотнения и выносу их в ко­ лонну 6. Благодаря увеличению высоты отпарной сек­ ции по отношению к ее диаметру, а также установке ог­ раничителей и напорных стояков до и после отпарной секции количество паров, находящееся в пространстве между частицами катализатора, уменьшается.

Отработанный катализатор вводится в верхнюючасть регенератора 2 по увеличенной на 6 м транспорт­ ной линии. Затем он опускается навстречу воздуху, ко­ торый поступает через дополнительные маточники, смонтированные на месте демонтированного распреде­ лительного конуса. Две горизонтальные сетки разделя­ ют кипящий слой на секции, в результате чего структу­ ра кипящего слоя улучшается. В итоге можно ожидать увеличения удельного коксосъема и глубины регенера­ ции.

Реконструкция позволит увеличить проектную мощ­ ность' установки 1-А на 60%, получить выход бензина 40% и головки стабилизации 13% при выходе кокса 5,6%.

МОДЕРНИЗАЦИЯ ТЕХНОЛОГИЧЕСКИХ СХЕМ И ОБОРУДОВАНИЯ ПРИ ИСПОЛЬЗОВАНИИ ЦЕОЛИТНЫХ КАТАЛИЗАТОРОВ

В присутствии цеолитных катализаторов выход бен­ зиновых фракций возрастает при неизменной глубине превращения сырья и одном и том же выходе кокса и газа. Снижение коэффициента рециркуляции газойля, которое можно осуществить при использовании цеолит­ ных катализаторов, позволяет перерабатывать большие количества свежего сырья. С увеличением коэффициен­ та рециркуляции при одном и том же количестве сырья

169