Файл: Прокопюк С.Г. Промышленные установки каталитического крекинга.pdf

На промышленных установках длительность работы движущегося шарикового катализатора можно варьиро­ вать изменением скорости его циркуляции или измене­ нием объема реакционной зоны в реакторе при сохране­ нии скорости движения катализатора. При увеличении скорости циркуляции катализатора общее количество кокса, поступающего в регенератор, возрастает, но его концентрация в катализаторе уменьшается. Известно, что кокс на поверхности катализатора выгорает с по­ стоянной скоростью и для регенерации катализатора необходим определенный объем регенератора. С увели­ чением скорости циркуляции катализатора объем реге­ нератора необходимо увеличивать. Если это невозмож­ но, уменьшают объем реакционной зоны и, следователь­ но, увеличивают объемную скорость подачи сырья. При этом несколько повышают температуру. В результате намечаемая глубина крекинга сырья сохраняется или возрастает.

ИНТЕНСИФИКАЦИЯ ПРОЦЕССА КАТАЛИТИЧЕСКОГО КРЕКИНГА В КИПЯЩЕМ СЛОЕ МЕЛКОДИСПЕРСНОГО КАТАЛИЗАТОРА

Каталитический крекинг в кипящем слое катализа­ тора широко применяется в промышленности, так как характеризуется высокой гибкостью регулирования тех­ нологического режима, простотой аппаратурного офор­ мления и возможностью создания установок большой мощности. Катализатор с малым размером частиц имеет увеличенную внешнюю поверхность. Это облегчает до­ ступ углеводородов и кислорода воздуха к внутренней поверхности катализатора. В результате уменьшения диффузионных затруднений повышается коксосъем.

ют эффективность процесса. Одним из них является проскок пузырьков паров сырья и реагирующих ве­ ществ через слой катализатора. Интенсивное переме­ шивание частиц в кипящем слое приводит к выравнива­ нию активности катализатора в реакционной зоне. Одна­ ко при интенсивном перемешивании катализатора часть продуктов распада сырья остается в реакционной зоне

159

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