Главная -> Словарь

Катализатор углеводород

крекинг в псевдоожиженном слое . Катализатор, как и в описанном выше гидрокол-процессе, находится в пылевидном состоянии. Так как при этом механически он ведет себя подобно жидкости, то и обращаться с ним можно как с жидкостью, почему его называют также текучим катализатором. В реакционную зону катализатор вносится парами перерабатываемого сырья и остается в этой зоне в течение времени, необходимого для достижения желаемой глубины крекинга. После этого пары вместе с катализатором поступают в пылеотделитель. Из пылеотделителя пары углеводородов направляются в конденсатор, а катализатор в специальный регенератор, где выжигается отложившийся на нем кокс, после чего катализатор возвращается в процесс. Процесс протекает непрерывно.

Часть циркулирующего в системе катализатора направляется в отвеиватель 26. Освобожденный от крошки и пыли катализатор возвращается в систему циркуляции катализатора, а мелочь улавливается циклонным сепаратором 25 и собирается в бункере 27.

Наличие крошки в потоке катализатора является нежелательным. Поэтому при работе установки крошка непрерывно удаляется из массы катализатора. Отделение крошки производится в системе, состоящей из отвеивателя и циклонного сепаратора. Освобожденный от мелочи катализатор возвращается к стволу подъемника, а катализаторная пыль и крошка из циклонного сепаратора поступают в сборник.

Из рабочей зоны реактора отработанный катализатор поступает через прямоугольные прорези вертикальной перегородки в секцию отпарки, где он обрабатывается перегретым водяным паром. Освобожденный от углеводородов катализатор возвращается самотеком по второму вертикальному катализаторопроводу в низ регенератора. Количество поступающего в регенератор катализатора регулируется клапаном специальной конструкции.

шетками батарейного циклона, распределяется по отдельным элементам. Каждый элемент состоит из следующих частей: сепарирующей вертикальной цилиндрической трубки 1 с открытой снизу конической частью 2, выводной трубки для очищенного газа и направляющих лопастей 3 для завихрения подлежащего очистке газа. Газ, проходя сверху вниз кольцевое пространство, образуемое сепарирующей и выводной трубками, за-еихряется и поступает в сепарирующую трубку. Здесь под действием центробежной силы частицы пыли осаждаются на стенках и ссыпаются через нижний открытый конец трубки в конусную часть батарейного циклона. Отсюда катализатор возвращается по спускной трубе или стояку в плотный слой катализатора.

кинга паров сырья. Поток продуктов крекинга проходит отстойную aoFiy 7 реактора и расположенные внутри него циклоны 8. Отделяемый в циклонах катализатор возвращается по спускным трубам 9 под уровень кипящего слоя в реакторе.

Поток продуктов реакции в смеси с водяным паром и удален» ными из закоксованного катализатора углеводородами поступает через отстойную зону в циклонные сепараторы S, расположенные под верхним днищем реактора. Извлекаемый в циклонах катализатор возвращается по трубе 9 под уровень кипящего слоя в реакторе. Высота отстойной зоны равна примерно 4,5 м.

катализатор возвращается в бункер 3. Во избежание перегрева и порчи катализатора часть его охлаждается в холодильниках Id. Таким образом, катализатор на установке циркулирует не только по главному замкнутому контуру, но и по дополнительному контуру — бункер 3, узел смешения 18, холодильники 19, регенератор 13 и циклонные сепараторы 14.

о затем поступают в ректификационную колонну 9. Извлеченной катализатор возвращается из циклонов по трубе 10 под уровень густой фазы в реакторе.

Реактор второй ступени — обычного типа, с рабочей зоной и зоной отстоя. Из этого реактора отработанный катализатор подается вначале в отпарную колонну, а затем в регенератор. После регенерации катализатор возвращается в реактор первой ступени! Продукты крекинга, полученные в реакторе второй ступени, ректифицируются во второй колонне.

Полученная сырая смесь алкилатов вместе с увлеченным катализатором выводится из реактора и охлаждается, а нижний слой возвращается в реактор. Смесь алкилат-бензол промывается щелочью,

до 30 мин. Объемное соотношение катализатор: углеводород равно 1 : 1 .

1. а. Катализатор... углеводород;

За объем катализатора должен быть принят объем диспергированной в реакторе кислоты, так как остальная ее часть, попадающая в зону отстоя или не образовавшая эмульсии из-за недостаточно интенсивного перемешивания, фактически не будет катализировать алкилирование. Полнота протекания реакции обеспечивается при длительности пребывания углеводородной фазы в реакторе для фтористоводородного алкилирования 5—10 мин, для сернокислотного — от 20 до 30 мин. При этом объемное соотношение катализатор—углеводород принимается равным 1:1. Это объемное соотношение установлено исходя из наличия в реакторе однородной эмульсии углеводородов в кислоте. Увеличение относительного объема кислоты не вредит процессу, но увеличивает вязкость смеси и соответственно расход энергии на перемешивание; уменьшение доли кислоты приводит к образованию эмульсии ее в углеводороде, ухудшению качества алкилата и увеличению расхода катализатора.

Объемная скорость подачи сырья. Этот показатель можно повысить, увеличив расход свежего сырья или уменьшив загрузку катализатора в реакторы. В результате уменьшается длительность контакта реагирующих и промежуточных продуктов с катализатором. С повышением объемной скорости увеличиваются выход стабильного продукта и содержание водорода в циркулирующем газе, снижается выход водорода, легких углеводородов и, что особенно важно, ароматических углеводородов. Таким образом, с повышением объемной скорости ресурсы ароматических углеводородов при каталитическом риформинге снижаются, а выход бензина, хотя и увеличивается, но октановое число его становится меньше; давление насыщен'ных паров бензина и содержание в нем ароматических углеводородов и фракций, выкипающих до 100 °С, также уменьшаются.

С увеличением объемной скорости преобладающую роль в процессе начинают играть реакции, протекающие быстрее: дегидрирования нафтеновых углеводородов, гидрокрекинга тяжелых парафиновых углеводородов и изомеризации углеводородов С4 и GS. Роль реакций, требующих большого времени , снижается. Обычно можно выбрать такую объемную скорость, чтобы проводить процесс в определенном интервале давления и температуры и с заранее подобранной глубиной превращения сырья, не прибегая к частой регенерации катализатора.

Высказано предположение , что водород не только замедляет скорость отложения углерода, но и облегчает массопе-редачу на поверхности раздела фаз катализатор — углеводород в результате снижения парциального давления последнего. Это подтверждается увеличением выхода продуктов при увеличении соотношения водородсодержащий газ : сырье , хотя, казалось бы, более высокое парциальное давление водорода в сочетании с повышенным соотношением водородсодержащий газ : сырье должно саижать глубину превращения парафиновых углеводородов в ароматические. В случае использования высоконафтенового сырья повышение этого соотношения оказыва-

Полнота протекания реакции обеспечивается при длительности пребывания углеводородной фазы в реакторе 20-30 мин. При этом объемное соотношение катализатор : углеводород принимают равным 1:1. Это, установлено исходя из наличия в реакторе однородной эмульсии углеводородов в кислоте. Увеличение относительного объема кислоты не вредит процессу, но увеличивает вязкость смеси и соответственно расход энергии на перемешивание. Уменьшение объема кислоты приводит к образованию ее эмульсии в углеводороде, к ухудшению качества алкилата и увеличению расхода катализатора. Соотношение кислота : углеводород несколько изменяется в зависимости от концентрации кислоты, ее плотности, качества сырья, типа реактора и др. Указанное выше соотношение 1:1 является усредненным.

Полнота протекания реакции обеспечивается при длительности пребывания углеводородной фазы в реакторе 5—10 мин для фтористоводородного алкилирования и 20—30 мин для сернокислотного алкилирования. При этом объемное соотношение катализатор: углеводород принимают равным 1 : 1 . Увеличение относительного объема кислоты не вредит процессу, но увеличивает вязкость смеси и соответственно расход энергии на перемещивание; уменьшение доли кислоты приводит к образованию ее эмульсии в углеводороде, к ухудшению качества алкилата и увеличению расхода катализатора. Соотношение кислота : углеводород несколько изменяется в зависимости от концентрации кислоты, ее плотности, качества сырья, типа реактора и др. Указанное выше соотношение 1 : 1 является усредненным.

Промышленный процесс алкилировапия изобутана олефиновымп углеводородами в присутствии катализаторов, образующих несмешивающуюся жидкую фазу, протекает через присоединение углеводородного сырья, содержащего исходные углеводородные компоненты, к смеси или эмульсин катализаторной фазы с углеводородами, содержащими избыток изобутана, высококипящие продукты реакции и инертные разбавители, как пропан, н-бутан или другие, не вступающие в реакцию парафины, вводимые с сырьем.

Важнейшими параметрами процесса являются: а) состав олефинового сырья, б) отношение изобутан : олефии в сырье, в) отношение катализатор : углеводород в реакционной зоне, г) отношение катализатор : олефин в точке ввода сырья, д) температура реакции, е) продолжительность реакции, ж) активность катализатора, з) концентрация инертного разбавителя в углеводородном сырье и и) интенсивность перемешивания катализатора с углеводородной фазой. :

Как указывалось в предыдущих разделах, катализаторы алкилирования изопарафиновых углеводородов катализируют также некоторые другие реакции; поэтому при промышленных процессах алкилирования протекают многочисленные побочные реакции. Как правило, для достижения оптимальных результатов необходимо регулировать условия процесса так, чтобы усиливать преобладание реакций первичного алкилирования и подавлять нежелательные побочные реакции, в частности, полимеризации олефпнов и разложения первичных продуктов алкилирования.