Каталитический крекинг - часть 2

  Главная      Учебники - АЗС, нефть     Производство высокооктановых бензинов (Гуреев А.А., Жоров Ю.М.) - 1981 год

 поиск по сайту

 

 

 

 

 

 

 

 

 

содержание   ..  10  11  12  13  14  15  16  ..

 

Каталитический крекинг - часть 2

 

 

 

Кратность циркуляции катализатора к сырью связана с допустимой величиной коксоотложений, которая обычно не превышает 1,0—1,5% (масс.) на катализатор. Кроме того, кратность циркуляции катализатора определяется и температурным режимом реактора и регенератора. Чем выше кратность циркуляции катализатора, тем меньше время его пребывания в реакторе, т. е. выше средняя активность, что подтверждается повышением выхода бензина. Однако при этом возрастает и выход кокса (считая на сырье). Последнее можно объяснить тем, что снижается эффективность отпаривания отработанного катализатора. Влияние кратности циркуляции катализатора на результаты каталитического крекинга иллюстрируется следующими данными:

 

 

 

 

Рис. 17. Варианты реакторного блока установок крекинга в псевдоожижениом слое катализатора:

 

 

 

Повышенная кратность циркуляции катализатора увеличивает энергетические затраты на его пневмотранспорт.

Первые отечественные установки каталитического крекинга

были рассчитаны на переработку облегченного сырья — керосино-газойлевых фракций, выкипающих в пределах 200—350 °С, 200— 370 °С. В соответствии с этим была и невысокой (1,8—2 кг/кг)

кратность циркуляции катализатора. С переходом на утяжеленное

сырье—-тина вакуумных газойлей, способных к повышенному новообразованию, установки реконструировали. В результате уда-лось значительно упростить конструкцию реакторного блока и довести кратность циркуляции до четырех.   Слож-ная система циркуляции крупногранулированного катализатора затрудняла сооружение установок большой мощности, что способствовало разработке и широкому внедрению в промышленность установок с псевдоожиженным слоем пылевидного или же микро-сферического катализатора (размер частиц 10—120 мкм).

Распространенность процесса этого типа объясняется его большой гибкостью, позволяющей перерабатывать разнообразные виды сырья и проектировать установки мощностью от нескольких сот до 10—15 тыс. т/сут. Для регенерации катализатора требуется более простое конструктивное оформление.

На рис. 17 показаны варианты оформления реакторного блока каталитического крекинга с псевдоожиженным слоем (* За рубежом установки такого типа называют установками «флюид».). Реактор и регенератор могут быть размещены на одном (бив) и разных (а и г) уровнях. Размещение регенератора на более высоком уровне (а) позволяет иметь в нем низкое давление, достаточное для перетока регенерированного катализатора в реактор, что снижает расход электроэнергии на привод воздуходувки, подающей воздух

 

 

на регенерацию. Однако при такой компановке аппаратов высота реакторного блока достигает 60—70 м (против 30—50 м для установок типа в), что увеличивает капитальные затраты и металлоемкость установки.



Схема б отличается от схемы в в основном способом пневмотранспорта катализатора: в первом случае использован транспорт в разреженной фазе, во втором — транспорт потоком высокой концентрации (или «в плотной фазе»), который начали применять позднее. Использование транспорта катализатора потоком высокой концентрации сопровождается снижением расхода транспортирующего агента (водяного пара, воздуха) и в связи с этим сокращением диаметра транспортирующих трубопроводов. Вариантом упрощения системы пневмотранспорта является устранение одной из линий при соосном расположении реактора и регенератора (схема г).

Установками с вертикальным расположением реактора и регенератора являются установки типа Ортофлоу (со спрямленным потоком) с различным взаимным размещением реактора и регенератора. Катализаторопроводы в них размещены внутри регенератора или реактора (схема г) либо проходят сквозь оба аппарата В схеме г регенерированный катализатор стекает самотеком, а отработанный поднимается по осевой линии пневмотранспорта, снабженной специальной задвижкой для регулирования скорости подачи катализатора.

Вертикальное размещение аппаратов реакторного блока, хотя и увеличивает высоту установки (до 45—50 м), делает ее более компактной, а устранение изгибов и поворотов на катализаторопро-водах уменьшает их абразивный износ. По схеме г построена, например, одна из самых мощных зарубежных установок каталитического крекинга (Ортофлоу В, около 15 тыс. т/сут, или 5 млн.т сырья в год, США).

На установках более старого типа, работавших на менее активных аморфных катализаторах, процесс осуществлялся в псевдо-ожнженном слое пылевидного катализатора. В зону реакции непрерывно поступает смесь регенерированного горячего катализатора с сырьем. Псевдоожиженный («кипящий») слой катализатора образуется посредством потока паров, поступающих вместе с катализатором через распределительную решетку или через форсунки-распылители.

Основные зоны реактора: реакционная — объем, занятый «плот-f ной фазой» псевдоожиженного слоя катализатора; отпарная, где с поверхности отработанного катализатора удаляются захваченные им углеводородные пары; отстойная, где пары реакции отделяются от частиц катализатора, находящегося здесь в «разреженной фазе». Окончательно частицы катализатора отделяются в циклонных сепараторах, которые размещены в верхней части отстойной зоны.

Отработанный катализатор из реакционной зоны непрерывно стекает в отпарную секцию. Плохое отпаривание катализатора
влечет за собой большие потери сырья, повышение выхода кокса и содержания в нем водорода, а последнее требует больших расходов воздуха на регенерацию.

 

 

 

 

 

 

Рис. 18. Принципиальная схема установки 1-А:

 

 

 

 



Внедрение в промышленность цеолитсодержащих катализаторов внесло значительные изменения в устройство реакторного блока. Высокая активность цеолитов заставила отказаться от традиционного псевдоожиженного слоя и использовать реакторы лифт-ного типа или комбинации их с псевдоожиженным слоем. Например, отечественная установка 1-А, запроектированная как установка с псевдоожиженным слоем катализатора (рис. 18), характеризовалась разновысотным расположением реактора и регенератора, наличием трубчатой нагревательной печи и змеевиков-холодильников в регенераторе; улавливание катализатора осуществлялось в циклонах и электрофильтрах. В результате опыта эксплуатации такой установки, а также в связи с внедрением цео-литных катализаторов установка подверглась поэтапной реконструкции [9].

Реконструкция реактора была направлена в основном на уменьшение объема реакционной зоны с соответствующим увеличением скорости подачи сырья. От псевдоожиженного слоя в цилиндрической части реактора отказались. Затем заменили конусное устройство аппарата цилиндром (стаканом), позволявшим еще уменьшить объем реакционного слоя и улучшить режим вывода сырья и катализатора. Реконструированные установки 1-А известны в настоящее время под индексом 1А-1М.

 

 

 

При высокой активности катализатора высота слоя может не превышать высоты выступающего над решеткой распределителя; в случае необходимости высоту слоя повышают. Было уделено большое внимание эффективному отпариванию катализатора, высота отпарной секции (десорбера) была увеличена и в ней установлены каскадные тарелки для большего времени пребывания катализатора в этой части реактора. На некоторых установках пневмотранспорт заменили на систему с U-образными линиями. Одна из подобных установок переведена на двухступенчатую систему крекинга: в линии с упомянутым выше распределителем происходит крекинг свежего сырья, а выше, в псевдоожиженный слой, подается рециркулят.

 

Как правило, диаметр регенератора больше диаметра реактора, так как иа сжигание 1 кг кокса расходуется 11 —12 кг воздуха, занимающего при температуре регенерации (620—670 °С) и невысоком абсолютном давлении в аппарате объем, превышающий объем паров в реакторе. По конструктивному оформлению регенераторы некоторых систем близки к реакторам. Важным элементом конструкции регенератора является распределительное устройство, предназначенное для ввода воздуха и взвеси катализатора.

В верхней части регенератора расположены двух- или трехступенчатые циклоны, снабженные устройствами для вспрыска воды и подачи водяного пара в случае подъема температуры, вызванного догоранием оксида углерода. Последнего можно избежать, если предусмотрен автоматический контроль за концентрацией кислорода в продуктах сгорания.

 

 

Цеолитсодержащий катализатор очень чувствителен к отложениям кокса. Он дает хорошие результаты, если масса отложений кокса на катализаторе невелика: после реактора не более 1,0— 1,4%, после регенератора 0,05—0,1%.

Опыт эксплуатации промышленных установок показал, что регенерация успевает пройти достаточно полно за 5—7 мин. При этом в среднем удаляется от 20 до 80 кг кокса в 1 ч на 1 т катализатора.

В связи с интенсификацией процесса регенерации температура в регенераторе поднята до 650—700°С, давление воздуха до 0,2— 0,3 МПа. Повышение температуры регенерации увеличило разность температур между зонами регенерации катализатора и реакции и тем самым сократило кратность циркуляции катализатора. В то же время возникла необходимость снижения времени пребывания катализатора в регенераторе, для того чтобы уменьшить возможность его термической дезактивации.

Большое значение приобретает секционирование слоя в регенераторе. На рис. 19 дан эскиз регенератора с двухступенчатой регенерацией катализатора. Отработанный катализатор вводится в первую по ходу кольцеобразную зону 1, куда подается и воздух через решетку 2. В зоне 1 должно выгорать около 80% кокса. Частично отрегенерированный катализатор перетекает через цилиндрическую перегородку 4 в зону 6. Здесь уже движение воздуха и катализатора противоточное, причем поток катализатора упорядочен вертикальными перегородками и паровыми змеевиками.

 

 

 

 

 

Рис. 19. Регенератор с двухступенчатой регенерацией катализатора:
1 — зона I ступени регенерации; 2 — решетка; 3 — подрешеточная зона; 4 — цилиндрическая перегородка; 5—зона десорбции и вывода регенс-рированного катализатора; 6 — зона II ступени регенерации; 7 — отверстия для ввода регенерированного катализатора.

 

 

 

 

Паровые змеевики служат для съема избыточного тепла регенерации катализатора.

Одним из важных параметров регенерации является соотношение концентраций оксидов углерода в продуктах сгорания. Процесс горе-ния кокса должен сопровождаться тщательным автоматическим контролем, обеспечивающим отсутствие свободного кислорода над слоем катализатора, так как догорание оксида углерода в зоне отстоя наносит большой ущерб внутренним устройствам регенератора, в первую очередь циклонам. Потенциальное тепло сгорания оксида углерода до диоксида иногда используется в специальных котлах-утилизаторах с получением пара высокого давления. Однако эти котлы дороги и не всегда рентабельны. Другим мероприятием, способствующим обезвреживанию продуктов сгорания кокса, является применение специального катализатора для полного догорания СО до CO2 в самом регенераторе.

Принципиальным недостатком процессов в псевдоожиженном слое является режим, близкий к режиму идеального перемешивания. Коэффициент использования катализатора при таком режиме относительно низок. Для устранения этого недостатка была предложена схема реакторного блока, в котором общий объем псевдо-ожиженного слоя катализатора распределяется по тарелкам; пары или газы в нем движутся противотоком к гранулированному материалу. Эскиз ступенчато-противоточного реактора показан на рис. 20. По данным [12], интенсивность регенерации в этом аппарате в 9—12 раз, а интенсивность крекинга в 2—3 раза выше, чем в обычном.

Секционирование слоя позволяет повысить эффективность контакта паров и катализатора, так как в противоположность сплошному псевдоожиженному слою каждая секция работает при более узких пределах изменения состава входящих и выходящих паров. При противотоке катализатора и паров более активный свежий катализатор контактирует с более каталитически стойкими парами, и наоборот. Установка ступенчато-противоточного каталитического крекинга (СПКК) была скомбинирована с блоком каталитического крекинга с реактором лифтного типа [12]. Продукты реакции после прямоточного лифт-реактора отделяются от катализатора и поступают в реактор СПКК, где процесс углубляется.

 

 

 

 

Рис. 20. Ступенчато-протиъоточный реактор:

 

 

 

 

В системе, таким образом, циркулируют два потока катализатора. Повышение селективности двухступенчатого процесса подтверждается тем, что при увеличении выхода целевых продуктов и повышении общей глубины превращения выход кокса остался неизменным; бензин же стал более стабильным, о чем можно судить по снижению его йодного числа.

Установки каталитического крекинга довольно часто комбинируют с установками предварительного облагораживания сырья или продуктов крекинга. Так, в состав комбинированной установки каталитического крекинга Г-43/107 мощностью

2 млн. т нефти в год входят следующие блоки: гидроочистка вакуумного дистиллята, каталитический крекинг, ректификация и газофракционированиепродуктов крекинга [13]. Блок каталитического крекинга работает на цеолитсодержащем катализаторе, обеспечивающем получение высокооктанового компонента автобензина, фракцию дизельного топлива (легкого газойля), тяжелых газойлей (котельного топлива или сырья для технического углерода, сырья коксования) и компонентов углеводородного газа (сухого газа-топлива, бутан-бутилена— сырья для алкилирования, пропан-пропилена — сырья для получения полипропилена). Предварительная гидроочистка сырья повышает выход целевых продуктов крекинга, в частности автобензина на 8%, и уменьшает выход кокса на 20% (считая на продукт).

Реактор лифтного типа показан на рис. 21. Реакционная зона, в которой крекируются свежее сырье и рециркулят, заканчивается зоной форсированного псевдоожиженного слоя. Регенерируется катализатор в двухзонном секционированном регенераторе (аналогичном изображенному на рис. 19).

 

 

 

 

 

 

 

 

содержание   ..  10  11  12  13  14  15  16  ..