Главная -> Словарь

Включенных реакторах

Рис. VI.1. Схема НПЗ с включением установки ККФ на максимальный выход бензина

Рис. VI.2. Схема НПЗ с включением установки ККФ на максимальный выход газойля

Рис. VI.3. Схема НПЗ с включением установки ГК на максимальный выход газойля

Выход бензина на нефтеперерабатывающем заводе, располагающем установкой крекинга, может быть увеличен включением установки изомакс для переработки труднокрекируемых циркулирующих газойлей. Это видно из. приводимых ниже данных, представляющих собой дальнейшее расширение сравнительных данных рис. 5. Здесь рассматривается получение 100-октанового бензина из аравийской кероси-но-газойлевой фракции 204—566°С. Выход для сочетания каталитического крекинга с гидрокрекингом изомакс составляет по расчету 92% объемн-, т., е. близок к 95%, получаемым при варианте с одним только процессом изомакс, также представленным на рис. 5. При этом расход водорода гораздо ниже, а получаемые продукты значительно более ненасыщены. Ниже показано влияние включения процесса изомакс в дополнение к обычному крекингу на выход 100-октанового бензина с

Рис. VI.1. Схема НПЗ с включением установки К.К.Ф на максимальный

Рис. VI.2. Схема НПЗ с включением установки ККФ на максимальный

Рис. VI.3. Схема НПЗ с включением установки ГК. на максимальный выход

2) перед включением установки следует убедиться в правильности поло-

Рис. 16. Схема проекта НПЗ с включением установки ККФ на максимальный выход газойля

Рис. 17. Схема проекта НПЗ с включением установки ГК на максимальный выход газойля

Экономический эффект от варианта с включением установки изомакс по сравнению со схемой, включающей термический крекинг, полностью определяется увеличением выходов более ценных товарных продуктов. Вообще возможны многочисленные варианты подобных схем.

Для газов с содержанием сероводорода более 60 %, учитывая экзотермический характер реакции, предложено проводить окисление в нескольких последовательно включенных реакторах или в одном многосекционном реакторе с порционной подачей кислорода в каждый реактор или в секцию.

Поскольку на установке 35-11 риформингу подвергается гид-роочищенное сырье, в схеме блока риформинга отсутствует осущ-ка и очистка циркулирующего газа. Риформинг осуществляется в трех последовательно включенных реакторах с межступенчатым подогревом реагирующей смеси в печи 3. Избыток водорода, образующийся в процессе, направляется в блок гидроочистки, а полученный катализат стабилизируется в колоннах 16 и 17.

Установка типа 35-6. Установка предназначена для получения бензола и толуола из фракций 62—105 °С или только бензола из фракции 62—85 °С. Мощность установки 300 тыс. т/'год. В схеме установки не предусмотрена гидроочистка сырья. В на- стоящее время все такие установки дооборудованы отдельными блоками гидроочистки. Схема блока гидроочистки такая же, как и на установке 35-11. Для обеспечения селективной и стабильной I" работы катализатора сырье должно подвергаться глубокой очист-\ ке от сернистых и азотистых соединений, а так же от воды. Гидро-I очищенное и тщательно осушенное сырье, содержащее серы не бо-. Гидроочищенное сырье подвергается стабилизации и ректификации в колонне 4. С верха колонны отводятся сероводород и легкие фракции, кипящие до 80 °С. В качестве сырья для риформирования отбирается фракция 80—190 °С, которая в смеси с циркулирующим водород-содержащим газом поступает на риформинг в трех последовательно включенных реакторах 8, 9, 10. Жидкие продукты реакции стабилизируются в колонне 12.

Процесс магнаформинг. В результате детального исследования условий протекания реакций в последовательно включенных реакторах риформинга установок Синклера — Бейкера — Келлога и расчетно-теоретической оптимизации их работы, фирмы Engelhard Minerals Chemicals Corp. и Atlantic Richfild Co. предложили процесс риформинга под названием магнаформинг. В процессе используются алюмоплатино-вые катализаторы марок RD-150, RD-150c, Е-500* и Е-501*.

Схема промышленной установки показана на рис. 48 . Исходное сырье смешивается с циркулирующим газом и подвергается риформингу в трех последовательно включенных реакторах. Продукты из реактора 10 после охлаждения разделяются в газосепа-

Процесс алкилирования проводится непрерывно в двух последовательно включенных реакторах-алкилаторах под атмосферным давлением при 40°. В первый реактор непрерывно подается тетрамер пропилена , бензол в 4—5-кратном избытке от теоретического и хлористый алюминий в виде безводного порошка из расчета 5% от веса додецилбензола.

Для газов с содержанием сероводорода более 60 %, учитывая экзотермический характер реакции, предложено проводить окисление в нескольких последовательно включенных реакторах или в одном многосекционном реакторе с порционной подачей кислорода в каждый реактор или в секцию.

Гидроочистку этого газойля осуществляли в трех последовательно включенных реакторах при давлении на входе 3,5 МПа и кратности циркуляции водородсодержащего газа 400—600 м3/м3 на катализаторе ARM. Суммарная объемная скорость подачи сырья составляла 0,9—1,2 ч-1 ; температура в начале пробега 350 °С, в конце 385—390°С; расход водорода 0,54—0,64% , т. е. 60—'80 м3 на 1 т сырья. Полученный катализат содержал 0,4—0,6% серы. Азотистые соединения гидрировались на катализаторе ARM слабо; содержание металлоорганических соединений снизилось более значительно — глубина их удаления достигала* 65—70%.

последовательно включенных реакторах, причем во втором реакторе

Следующий опыт проводили также в течение суток при температуре 155°, давлении 53 am, объемной скорости 34,2 объема сырья на 1 объем катализатора на двух последовательно включенных реакторах 3 и 1 с катализатором низкой активности,