![](/user_photo/_userpic.png)
книги / Технология глубокой переработки нефти и газа
..pdfИзомеризация карбениевых ионов может происходить либо пу тем Передачи протона (гидридный сдвиг) или метильной группы (ске летная изомеризация) вдоль углеводородной цепи:
)
СДВИГ Н * у
CHJ-^ H -C H J-C H J-R |
<5н.-сн-сн- R . |
перенос С Н * |
|
|
* I |
|
сн3 |
Для реакций изомеризации предложен механизм, согласно ко торому процесс осуществляется через образование промежуточных циклических структур, например, циклопропана, циклобутана и т.д. (по-видимому, посредством многоточечной, то есть мультиплетной хемосорбции):
сн3-сн-сн,-сн3 |
|
сн,-сн- --сн, —> сщ-Ь-сн, |
||||
|
|
|
|
1 |
\ хсн, 1 |
сн, |
сн,-сн |
сн, —> сн,-с- - -сн, |
C H J - C - C H J- C H J - C H , |
||||
I |
I |
I |
|
-4- |
сн, |
|
сн, сн, |
сн, |
сн, |
|
|||
\ V |
2 |
|
С Н 2 j |
|
|
|
С Н , |
|
|
|
и переносом метильной группы внутри молекулы при изомеризации ди- и полиметилбензолов. Так, ксилолы подвергаются взаимопрев ращению:
п - к с и л о л
/ / |
X |
м ~ к с и л о л |
о —к с и л о л ■ |
Циклизация и депиклизапия как обратимые реакции с участием карбений ионов протекают, по-видимому, через мультиплетную хе мосорбцию:
и .С ,Н 13= » f j + Н
CTCHl+ н
461
или через диеновый синтез:
С А + 2 С , Н 4 ^ |
0 +Н+* |
Циклопентаны в условиях каталитического крекинга более ус тойчивы, чем циклогексаны. Циклогексаны в этих условиях могут подвергаться дегидрированию в арены посредством Н-переноса.
При наличии длинных боковых цепей в циклоалкановом карбениевом ионе возможны изомеризация боковой цепи и деалкилиро вание.
Бициклические циклоалкановые карбениевые ионы ароматизи руются в большей степени, чем моноциклические.
Алкилирование и полимеризация - реакции, противоположные крекингу, протекают по карбений ионному механизму. При темпе ратурах ниже 400 °С они доминируют над крекингом, а при высоких температурах равновесие смещается в сторону деалкилирования и деполимеризации.
Конденсация ароматических углеводородов, дающая соединения с более высокой молекулярной массой, вплоть до кокса, характерна для каталитического крекинга. При этом ареновый карбений ион вступает в последовательные реакции присоединения (конденсации) к ароматическим углеводородам и Н-переноса. Процесс конденса ции вследствие высокой стабильности полициклического аренового карбений иона может продолжаться до обрыва цепи:
Коксообразование. При осуществлении реакций углеводородов на кислотных катализаторах образуется углеродистый материал, называемый коксом, который не десорбируется с поверхности ката лизатора. Этот материал имеет атомное отношение водорода к угле роду от 0,3 до 1,0 и спектроскопические характеристики, аналогич ные таковым для полициклических ароматических соединений.
462
При крекинге ароматических углеводородов кокс получается боле^ обогащенным углеродом, чем при крекинге парафинистого сырьй. В составе кокса крекинга сернистого нефтяного сырья всегда содержится сера. В среднем отношение содержания серы в коксе к ее содержанию в сырье крекинга близко к единице.
Вследствие экранизации активных центров ЦСК коксовыми от ложениями активность катализатора крекинга быстро снижается. Эта дезактивация является обратимой, так как после окислительной ре генерации первоначальная активность практически полностью вос станавливается. При этом тепло регенерации полезно используется для обеспечения теплового баланса в системе. Кроме того, образую щийся при выводе из сырья избытка углерода водород полезен в ре акциях Н-переноса, тем самым для увеличения выхода бензина на сырье и повышения его химической стабильности.
Образующийся при крекинге нефтяного сырья кокс принято под разделять на четыре типа:
1) «каталитический» кокс, который образуется на кислотных катализаторах;
2) «дегидрогенизационный» кокс, образующийся в результате реакций дегидрирования на металлах, осадившихся из сырья;
3)«хемосорбционный» кокс, получающийся в результате необра тимой хемосорбции вьгсококипящих полициклических аренов и смо- листо-асфальтеновых компонентов сырья (то есть связанный непос редственно коксуемостью сырья);
4)«десорбируемый» кокс, остающийся в порах катализатора в результате неполной десорбции в отпарных зонах реакционных ап паратов.
Ниже приведен примерный выход каждого из типов в общей мас се образующегося кокса.
Выход кокса, % отн. на катализаторе
п кокса |
ЦСК |
Аморфный |
1 |
65 |
45 |
2 |
Ц5 |
30 |
3 |
5 |
5 |
4 |
15 |
20 |
Образование «каталитического» кокса непосредственно связа но с реакциями циклизации олефинов, конденсации, алкилирования
463
иН-переноса. Полициклические арены, олефины и полиолефины более коксогенны, чем парафины и нафтены.
Коксообразующая способность полициклических ареной возрас тает при увеличении их числа в ряду бензол —> нафталин —» антра цен и в ряду бензол —■>дифенил -» терфенил.
Интенсивность образования «дегидрогенизационного» кокса оп ределяется содержанием и типом отлагающегося на катализаторе металла сырья. Наибольший выход этого типа кокса обеспечивают кобальт, никель, медь и в меньшей степени ванадий, молибден, хром
ижелезо. Интенсивность образования кокса, помимо свойств ката лизатора и химического состава сырья, определяется также кинети ческими параметрами технологического процесса.
Из сопоставления качества продуктов можно указать на следу ющие преимущества каталитического крекинга на ЦСК перед тер мическим:
-каталитический процесс протекает более селективно и приво дит к преимущественному образованию С3- С4углеводородов в га зах, в то время как в газах термического крекинга преобладают Ci - С2углеводороды;
-благодаря более интенсивному протеканию реакций изомери зации (двойных связей и скелетной) и ароматизации в продуктах каталитического крекинга содержатся значительно больше алканов
иалкенов изостроения и ароматических углеводородов;
-в продуктах каталитического крекинга благодаря реакциям Н- переноса отсутствуют диолефины и значительно меньше содержат ся моноолефины;
-каталитический процесс позволяет получить бензины с более высокими октановым числом и химической стабильностью и боль шим выходом.
8.6. Основы управления процессом каталитического крекинга
8.6.1. Технологические параметры
Результаты каталитического крекинга определяются в целом такими показателями, как глубина превращения (конверсии) сырья, выход целевых продуктов и их качество.
464
^1од глубиной превращения сырья принято считать суммарный выхАц продуктов, отличающихся от исходного сырья фракционным составом. При крекинге традиционного сырья - вакуумного газойля фр. 3£>0 - 500 °С - таковыми продуктами являются газ + бензин + дизельная фракция (легкий газойль) + кокс. Тяжелый газойль, вы кипающий при тех же температурных пределах, что и сырье, обыч но принимают как за непревращенную часть сырья, хотя он отлича ется от последнего по химическому составу.
Целевыми продуктами процесса, как указывалось ранее, явля ются бензин и сжиженный газ. Кокс, хотя и фигурирует в матери альном балансе процесса (вместе с потерями), но не выводится из установки и полностью сгорает в регенераторе, обеспечивая тепло вой баланс реакторного блока.
Требуемые глубина конверсии сырья и качество целевых про дуктов каталитического крекинга достигаются управлением техно логическим процессом посредством регулирования его оперативны ми параметрами.
Кнерегулируемым параметрам каталитического крекинга мож но отнести качество сырья, качество катализатора (например, его индекс активности*), тип и конструкцию реакционных аппаратов, обеспечивающие заданный в соответствии с проектом технологичес кий режим и производительность по сырью.
Коперативным, то есть регулируемым, относятся обычно те па раметры, которые входят в кинетические уравнения (или математи ческие модели) химико-технологических процессов, то есть темпе ратура Т, время контакта т и концентрация реактантов. Примени тельно к рассматриваемому процессу каталитического крекинга опе ративными параметрами реактора являются температура в зоне кре кинга, время контакта сырья с катализатором, кратность циркуля ции катализатора и коэффициент рециркуляции остатка крекинга.
Вместо времени контакта т на практике более часто употребля ется термин «объемная» или «массовая скорость подачи сырья» - отношение количества сырья, подаваемого в реактор в единицу вре мени, к количеству (объему или массе) катализатора в реакторе. По существу, обратная функция от объемной скорости подачи сырья есть
* Индекс активности катализаторов крекинга определяется, выходом бензина из стандартного сырья на модельной установке.
465
время контакта, правда, фиктивное, поскольку в этих расчетах не учитывается порозность слоя катализатора, иногда и температура.
Кратность циркуляции катализатора Кцк - параметр, употреб ляемый только к каталитическим процессам, осуществляемым £ цир куляцией катализатора между реактором и регенератором. К|,.к. оп ределяется как отношение количеств катализатора к сырью, пода ваемых в реактор в единицу времени. По кинетическому признаку Кц к характеризует концентрацию катализатора в реагирующей си стеме: чем выше Кцк, тем на большей реакционной поверхности ка тализатора осуществляется гетерогенная каталитическая реакция. Следует добавить, что величина Кцк влияет и на тепловой баланс реакторного блока.
Процессы каталитического крекинга в большинстве случаев про водятся с рециркуляцией газойлевых фракций с блока ректифика ции продуктов крекинга на установках раннего поколения с приме нением аморфных алюмосиликатных катализаторов, обладающих невысокой активностью. Рециркуляция продуктов крекинга осуще ствлялась с целью увеличения конверсии сырья, а также возврата катализатора, вынесенного с парами продуктов из реактора - катализаторного шлама. В качестве рециркулята при этом использова лись не только тяжелые, но и легкие газойли.
С переходом на ЦСК резко повысилась глубина конверсии за проход, в связи с чем необходимость рециркуляции газойлей снизи лась (с 30 % на АСК до 10-15 % на ЦСК). На современных установ ках крекинга на ЦСК рециркуляцию тяжелого газойля осуществля ют с целью:
-возврата катализаторного шлама; -регулирования теплового режима работы реакторного блока;
-улучшения качества тяжелых фракций (270-420 °С), использу емых в качестве термогазойля - сырья для производства техничес кого углерода.
Катализаторный шлам вместе с частью тяжелого газойля реко мендуется возвращать на крекинг не вместе с сырьем, а по отдель ной линии в верхнюю часть реактора или зоны десорбции, так как полициклические углеводороды из тяжелого газойля резко снижа ют активность ЦСК. Имеются даже разновидности каталитическо го крекинга («двухступенчатый крекинг»),*в которых крекинг рецир кулята проводится в отдельном реакторе.
466
Давление в системе реактор - регенератор поддерживается прак тически постоянным для данного типа установок. Повышение дав лений несколько ухудшает селективность крекинга и приводит к росту газо- и коксообразования.
8.6.2. Типы реакторов
На глубину конверсии сырья в значительной степени оказывает влияние газодинамический режим контактирования сырья с ката лизатором, осуществляемый в реакторах различных типов.
Вреакторах с движущимся слоем шарикового катализатора ка тализ, массо- и теплообмен осуществляются фильтрацией прямото ком в режиме, близком к идеальному вытеснению, то есть в реакто ре интегрального типа. К недостаткам реакторов этого типа следует отнести:
-катализ проводится на поверхности крупнозернистого катали затора, что отдаляет процесс от чисто кинетической области реаги рования;
-при прямотоке, в отличие от противотока, завершающаяся ста дия крекинга осуществляется на поверхности закоксованного ката лизатора после потери им первоначальной активности;
-большое время контакта в реакторах этого типа (исчисляемое десятками минут) приводит к ухудшению селективности крекинга в результате интенсивного протекания вторичных реакций.
Вреакторах с псевдоожиженным (кипящим) слоем микросферического катализатора катализ, тепло- и массообмен осуществля ются при идеальном перемешивании реактантов с катализатором в режиме, характерном для безградиентных реакторов (то есть диф ференциального типа). Как наиболее значимые достоинства реакто ров этого типа следует отметить:
-высокую их удельную производительность; -легкость транспортирования микросферического катализато
ра и регулирования технологического режима; - осуществление каталитического процесса в области, близкой к
чисто кинетической; - отсутствие байпасных участков и градиента температуры в
кипящем слое и некоторые другие.
467
Как недостатки реакторов с кипящим слоем можно указать на следующие:
-неравномерность времени пребывания сырья в зоне реакции, в результате некоторая часть сырья подвергается чрезмерному кре кированию до газа и кокса, а другая часть - легкому крекингу;
-среднее фиктивное время контакта, хотя и меньше, чем в реак торах с движущимся слоем шарикового катализатора, но недоста точно малое (3-15 мин), чтобы обеспечить максимально высокую се лективность крекинга.
Реакторы каталитического крекинга перечисленных выше двух типов в последние годы постепенно вытесняются более совершен ными типами - прямоточными реакторами с восходящим потоком газокатализаторной смеси (лифт-реактор). По газодинамическим ха рактеристикам этот реактор приближается к реакторам идеального
вытеснения (то есть интегрального типа), являющимися более эф фективными для каталитического крекинга по сравнению с реакто рами с псевдоожиженным слоем катализатора. При этом время кон такта сырья с ЦСК благодаря высокой активности снижается в лифтреакторе примерно на 2 порядка (до 2 - 6 с). Высокая термостабиль ность современных катализаторов (редкоземельных обменных форм цеолитов или безцеолитных ультрастабильных и др.) позволяет про водить реакции крекинга при повышенных температурах и исклю чительно малом времене контакта, то есть осуществить высокоин тенсивный («скоростной») жесткий крекинг (подобно процессам пи ролиза).
Заметно улучшаются выходы и качество продуктов крекинга при использовании системы «лифт-реактор+ форсированный псевдоожи женный слой» для цеолитсодержащих катализаторов «средней» ак тивности типа Цеокар-2 (табл. 8.5).
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 С3- С4в газе и содержание олефинов в бензине. Однако вследствие «сред ней» активности катализатора Цеокар-2 в лифт-реакторе не дости гаются достаточная конверсия сырья и выход бензина, из-за неза вершенности вторичных реакций изомеризации и ароматизации ок тановое число бензина недостаточно высокое.
468
Таблица 8.S
Результаты крекинга вакуумного дистиллята ромашкинской нефти на катализаторе Цеокар-2 в реакторах различных Типов(данные СЛ .Хаджиева)
|
Реактор с |
|
Лифт-реактор Лифт-реактор |
||
|
га |
|
|||
Показатель |
Лифт-реактор |
+ форсиро- |
(Микро |
|
|
|
женным |
|
ванный слой |
цеокар-5) |
|
|
слоем |
|
|
||
|
|
|
|
|
|
1 |
2 |
3 |
4 |
5 |
|
|
У словия |
процесса |
|
|
|
Температура, °С |
|
|
|
|
|
в лифт-реакторе |
- |
510 |
510 |
510 |
|
в псевдоожиженном слое |
510 |
- |
500 |
- |
|
Массовая скорость подачи |
8,7 |
130 |
2 2 |
130 |
|
сырья, Ч '1 |
|
||||
|
|
|
|
|
|
Кратность циркуляции |
7,0: 1 |
8 ,1 : 1 |
7,0:1 |
6 ,8 : 1 |
|
катализатора, кг/кг |
|
||||
|
|
|
|
|
|
Стабильная активность |
|
|
44 |
50 |
|
циркулирующего |
43 |
43 |
|
||
катализатора, % масс. |
|
|
|
|
|
Время контакта |
59 |
3,4 |
23,4 |
4,1 |
|
катализатора с сырьем, с |
|
||||
|
|
|
|
|
|
Содержание кокса на |
|
|
|
|
|
катализаторе, % масс. |
|
|
|
|
|
на выходе из реактора |
0 , 8 8 |
0,63 |
0,98 |
0,92 |
|
на выходе из регенератора |
0,17 |
0,14 |
0,18 |
0,17 |
|
Материальный баланс процесса, % масс. |
|
|
|||
Сухой газ |
2,7 |
2 |
2 Д |
2 , 1 |
|
Пропан-пропиленовая |
4,7 |
3 |
4 |
4,9 |
|
фракция |
|
||||
|
|
|
|
|
|
Бутан-бутиленовая |
8 ,1 |
5,6 |
8 , 8 |
8 Д |
|
фракция, |
|
||||
|
|
|
|
|
|
в том числе бутилены |
4,4 |
3,6 |
4,8 |
5 |
|
Бензин (фр. С5 -195 ®С) |
38,4 |
32,7 |
43,3 |
45,7 |
|
Легкий газойль |
24,2 |
26 |
24 |
2 2 , 6 |
|
Тяжелый газойль |
15,9 |
25,7 |
1 1 . 1 |
10,3 |
|
Кокс и потери |
6 |
5 |
6 , 6 |
6 , 1 |
- |
469
|
|
|
|
О к о н ч а н и е |
табл. >8.5 |
|
.. |
1 |
|
3 |
|
5 |
|
|
Х ар а кт ер и ст и ка бензина |
| |
||||
Содержание серы, % масс. |
о д з |
0,26 |
0,15 |
0,255 |
||
Октановое число (моторный |
78 |
75 |
79,8 |
76,4 |
||
метод без ТЭС) |
||||||
|
|
|
|
|||
Групповой углеводородный |
|
|
|
|
||
состав, % масс. |
|
38 |
31,2 |
|
||
непредельные |
32 |
30,7 |
||||
ароматические |
21,5 |
18 |
2 0 , 2 |
5,3 |
||
парафино-нафтеновые |
46,5 |
44 |
48,6 |
64 |
||
|
Х аракт ери ст и ка |
легкого |
газойля |
|
||
Содержание серы, % масс. |
2 , 6 8 |
1,97 |
2,29 |
2,53 |
||
Групповой углеводородный |
|
|
|
|
||
состав, % масс. |
|
18,5 |
|
|
||
непредельные |
15 |
10,3 |
10,3 |
|||
ароматические |
55,2 |
36,2 |
54,2 |
56,7 |
||
парафино-нафтеновые |
29,8 |
45,3 |
35,5 |
33 |
||
|
Х аракт ерист ика тяжелого газойля |
|
||||
Плотность, d^° |
0,991 |
0,932 |
0,992 |
0,992 |
||
Содержание серы, % масс. |
2,7 |
1 , 8 6 |
2,71 |
3,2 |
При крекинге на катализаторе Цеокар-2 в лифт-реакторе, закан чивающемся форсированным псевдоожиженным слоем, по сравнению с чисто лифт -реактором выход бензина возрастает на 10,6 % масс., бутиленов на 1,2 и пропилена на 0,9 % масс., а также улучшается октановая характеристика бензина.
При применении в лифт-реакторе более активного катализато ра МЦ-5 достигается дальнейшее повышение выхода бензина по срав нению с Цеокаром-2 на 13 % масс., бутиленов и пропилена соответ ственно на 1,4 и 1,5 % масс .
Дополнительное улучшение выходных показателей крекинга (то есть глубины конверсии и качества продуктов) на современных за рубежных установках каталитического крекинга достигается:
-применением современных высококачественных катализаторов;
-переходом на лифт-реакторы без форсированного псевдоожи женного слоя, но заканчивающиеся разделительными циклонами;
-переходом на многоточечный ввод сырья в лифт-реактор и др.
470