Методы глубокой переработки нефти и газа

Соотношение изобутан : алкен7:15:13:1

Выход алкилата (н.к. - 177 С) 163 160 156

ОЧ алкилата (ОЧММ) 93,5 92,5 91,5

Чрезмерное повышение этого соотношения увеличивает капитальные и эксплуатационные затраты, поэтому поддерживать его выше 10:1нерентабельно.

Концентрация кислоты. Для алкилирования бутан-бутиленовых углеводородов обычно используют серную кислоту, содержащую от 88 до 98 % моногидрата. Снижение ее концентрации в процессе работы происходит за счет накопления высокомолекулярных полимерных соединений и воды, попадающей в систему вместе с сырьем. Если концентрация кислоты становится ниже 88 %, усиливаются побочные реакции, приводящие к ухудшению качества алкилата.

Соотношение серная кислота : сырье характеризует концентрации катализатоpa и сырья в реакционной смеси. Скорость процесса алкилирования в соответствии с законом действующих поверхностей должна описываться как функция от произведения концентраций кислоты и углеводородов на границе раздела фаз (т. е. поверхностных концентраций). Соотношение катализатор: сырье должно быть в оптимальных пределах, при которых достигается максимальный выход алкилата высокого качества. Оптимальное значение этого отношения (объемного) составляет около 1,5.

Объемная скорость подачи сырья выражается отношением объема сырья, подаваемого в единицу времени, к объему катализатора в реакторе. Влияние этого параметра на результаты алкилирования во многом зависит от конструкции реактора и, поскольку процесс диффузионный, от эффективности его перемешивающего устройства. Экспериментально установлено: при оптимальных значениях остальных оперативных параметров продолжительность пребывания сырья в реакторе - 200 - 1200 с, что соответствует объемной скорости подачи алкенов 0,3 - 0,5 ч-1.

Промышленные установки сернокислотного алкилирования

На отечественных установках применяются реакторы двух типов, отличающиеся способом отвода выделяющегося тепла - охлаждением хла-доагентом (аммиаком или пропаном) через теплообменную поверхность и охлаждением за счет испарения избыточного изобутана.

В первом случае в алкилаторе - контакторе вертикального или горизонтального типа, снабженном мощной мешалкой, имеются охлаждающие трубы, в которых хладоагент испаряется, и его пары направляются в холодильную установку, где снова превращаются в жидкость.

На современных установках алкилирования большой мощности применяют более эффективные реакторы второго типа - горизонтальные каскадные, в которых охлаждение реакционной смеси осуществляется за счет частичного испарения изобутана, что облегчает регулирование температуры. Реактор представляет собой полый горизонтальный цилиндр, разделенный перегородками обычно на 5 секций (каскадов) с мешалками, обеспечивающими интенсивный контакт кислоты с сырьем. Бутилен подводят отдельно в каждую секцию, вследствие чего концентрация алкена в секциях очень мала, это позволяет подавить побочные реакции. Серная кислота и изобутан поступают в первую секцию, и эмульсия перетекает через вертикальные перегородки из одной секции в другую. Предпоследняя секция служит сепаратором, в котором кислоту отделяют от углеводородов. Через последнюю перегородку перетекает продукт алкилирования, поступающий на фракционирование. Тепло реакции снимают частичным испарением циркулирующего изобутана и полным испарением пропана, содержащегося в сырье. Испарившийся газ отсасывают компрессором и после охлаждения и конденсации возвращают в реакционную зону.

Применение каскадных реакторов, работающих по принципу «автоохлаждения», упрощает и удешевляет процесс, т.к. позволяет отказаться от хладоагента.

Рисунок 15 - Схема горизонтального каскадного реактора: 1 - 5 секции реактора; 6,7 - отстойные зоны; 8 - мешалки; 9 - сепаратор

Принципиальная технологическая схема установки сернокислотного алкилирования

Исходную углеводородную смесь после очистки от сернистых соединений и обезвоживания охлаждают испаряющимся изо - бутаном в холодильнике и подают пятью параллельными потоками в смесительные секции реактора - алкилатора Р; в первую секцию вводят циркулирующую и свежую серную кислоту и жидкий изобутан. Из отстойной секции алкилатора выводят продукты алкилирования, которые после нейтрализации щелочью и промывки водой направляют в К2 для отделения циркулируещего изобутана. При некотором избытке в исходном сырье предусмотрен его вывод с установки.

Испарившиеся в реакторе изобутан и пропан через сепаратор - рессивер компрессором через холодильник подают в колону - депропанизатор К1. Нижний продукт этой колонны - изобутан - через кипятильник и ТО присоединяют к циркулирующему потоку изобутана из К2. Нижний продукт колонны К2 поступает в колонну - дебутанизатор К3, а остаток К3 в К4 для перегонки суммарного алкилата. С верха этой колонны отбирают целевой продукт - легкий алкилат, а с низа - тяжёлый алкилат, используемый обычно как компонент дизельного топлива.

Рисунок 16 - Принципиальная технологическая схема установки сернокислотного алкилирования: I - сырьё; II - свежая кислота; III - пропан; IV - бутан; V - изобутан; VI - лёгкий алкилат; VII - тяжёлый алкилат; VIII - раствор щёлочи; IX - вода

Производство метилтретбутилового эфира (МТБЭ).

Основная реакция производства метилтретбутилового эфира - каталитическое алкелирование метанола изобутиленом.

СН3 СН3

СН2 = С + СН3ОН - СН3 - С - О - СН3

СН3 СН3

Целевой продукт - метилтретбутиловый эфир (МТБЭ) имеет свойства:

плотность 0, 7405;

температура С

кипения 55,2;

замерзания - 108,6;

теплота испарения 342,3 кДж/кг;

октановое число

исследовательский метод 115 - 135;

моторный метод 98 - 101.

МТБЭ, по сравнению с алкилатом, обладает более высоким октановым числом и низкой температурой кипения, что в совокупности позволяет повысить октановое число преимущественно головных фракций базового бензина.

В товарные автобензины МТБЭ добавляют в количестве 5 - 15 %. Эфирсодержащие бензины характеризуются дополнительно таким достоинством, как большая полнота сгорания и меньшая токсичность выхлопных газов.

Для промышленного производства этого эффективного октаноповышающего компонента бензинов имеются достаточно широкие ресурсы метанола, получаемого из нефтяного сырья (угля или древесины), а также изобутена на тех НПЗ, где имеются установки КК (каталитического крекинга) или пиролиза (после удаления из пирогаза диенов).

Первая промышленная установка производительностью 100 тыс. т/год по МТБЭ была пущена в 1973 г. в Италии. Затем аналогичные установки были введены в эксплуатацию в ФРГ и США в 1980 г. С тех пор мировое производство МТБЭ непрерывно возрастало, особенно интенсивно в США, нефтепереработка которых характеризуется исключительно высокой насыщенностью процессами каталитического крекинга.

Реакция синтеза МТБЭ изобутилена и метанола протекает по цепному карбоний ионному механизму с выделением 66 кДж/моль тепла, а её равновесие смещается вправо при повышении давления и снижении температуры.

Помимо основной целевой реакции алкилирования при синтезе МТБЭ протекают побочные реакции:

- димеризация изобутена с образованием изооктилена;

- гидротация изобутилена водой, содержащейся в исходном сырье с образованием изобутилового спирта;

- дегидроконденсация метанола с образование демитилового эфира

2 СН3ОН - СН3ОСН3 + Н2О;

- если в углеводородном сырье содержится изоамилен, то при его алкилировании с метанолом образуется третичный амиловый эфир (ТАЭ);

- если в метаноле содержится этанол, то образуется этилтретбутиловый эфир (ЭТБЭ).

Катализаторы.

Из гомогенных (серная, фосфорная, борная кислоты) и гетерогенных (оксиды алюминия, цеолиты, сульфоугли) кислотных катализаторов в промышленных процессах синтеза МТБЭ наибольшее распространение получили сульфированные ионообменные смолы. В качестве полимерной матрицы сульфокатионов используются полимеры различного типа: поликонденсационные (фенолоформальдегидные), полимеризационные (сополимер стирола с дивинил бензолом), фторированный полиэтилен, активированное стекловолокно и др.

Самым распространёнными являются сульфокатионы со стиролдивинилбензолной матрицей двух типов: с невысокой удельной поверхностью 1 м2/г (дауэкс - 2, КУ - 2) и микропористые с развитой удельной поверхностью 20 - 400 м2/г (амберлист - 15, КУ - 23).

Основные трудности, возникающие при использовании сульфокатионитов, связаны с большим гидровлическим сопротивлением катализаторного слоя. С целью получения необходимой совокупности катализирующих, массообменных и гидродинамических свойств разработан отечественный высокоэффективный ионитный катализатор КИФ - 2.

Катализатор КИФ - 2 характеризуется достаточно высокой активностью, продолжительным сроком службы, удобными размерами (d = 4 - 6 мм; l = 6 - 10 мм) и формой гранул, позволяющие использовать его одновременно как ректификационную насадку.

Сочетание реактора с ректификационной колонной в одном реакционно-ректификационном аппарате позволяет:

- обеспечить практически полную конверсию;

- проводить процесс при более низком давлении и более эффективно использовать тепло реакции, снижая энергоёмкость процесса;

- упростить аппаратурное оформление и значительно сократить металлоёмкость процесса.

Сырьё.

В качестве углеводородного сырья в процессах синтеза МТЭБ наибольшее применение получила бутан-бутиленовая фракция (ББФ) двух процессов - каталитического крекинга и пиролиза.

Ресурсы изобутилена для производства МТБЭ можно увеличить за счёт н-бутана, содержащегося в попутных нефтяных газах или газоконденсатах, используя процессы дегидрирования и последующей изомеризации бутиленов. Источником изобутиленов могут стать газы термодиструктивных или нефтехимических процессов, в частности, производств изобутиленового спирта.

Вторым сырьевым реагентом процесса является метанол марки А.

Параметры процесса

Важными параметрами, влияющими на выход и качество МТБЭ, являются температура, давление, объёмная скорость подачи сырья и соотношение метанол : изобутен.

Температура в зоне реакции 60 - 70 С

Давление 0,7 - 0,75 МПа

Объёмная скорость подачи ББФ 1,5 ч -1

Соотношение метанол : изобутен 10 : 1

Кратность циркуляции метанола к изобутену 9,4 : 1

При этих условиях в реакционно-ректификационном аппарате конверсия изобутилена 99,5 % масс.

Процесс синтеза МТБЭ осуществляется в ректификационно-реакторном аппарате, состоящем из средней реакторной зоны, разделённой на 3 слоя катализатора и верхней и нижней ректификационных зон с двумя тарелками в каждой. На установке имеются два таких аппарата: на одном из них после потери активности катализатора (через 4000 часов работы) осуществляется предварительная очистка исходной сырьевой смеси от серо- и азотосодержащих примесей, а также для поглощения катионов железа, присутствующих в рециркулирующем метаноле вследствие коррозии оборудования.

Таким образом, поочерёдно первый аппарат работает в режиме форконтактной очистки сырья на отработанном катализаторе, а другой - в режиме синтеза МТБЭ на свежем катализаторе. Катализатор после выгрузки из форконтактного аппарата не подвергается регенерации (захоранивается).



Рисунок 17 - Принципиальная технологическая схема установки получения метилтретбутилового эфира: I - сырье (бутан-бутиленовая фракция); II - свежий метанол; III - циркулирующий метанол; IV - метилтретбутиловый эфир; V - отработанная бутан-бутиленовая фракция; VI - сброс воды; VII - раствор щелочи.

Технологическая сема.

Исходная бутан-бутиленовая фракция установки КК, подвергнутая демеркаптанизации, и циркулирующий метанол через ёмкость Е поступает в верхнюю часть реактора форконтактной очистки. Очищенная смесь после нагрева в теплообменнике до 60 С поступает в зону синтеза под каждый слой катализатора Р1(2). В верхнюю часть реакционной зоны во избежания перегрева катализатора подаётся также подогретый в теплообменнике до 50 - 60 С свежий метанол.

Жидкие продукции реакции, состоящие из МТБЭ с примесью метанола и углеводородов, выводятся из куба Р1(2) и направляются на сухую отпарку примесей в отпарную колонну К2, снабжённую паровым кипятильником. Целевой продукт - МТБЭ - выводится с куба К2 и после теплообменников и холодильников откачивается в товарный парк.

Паровая фаза Р1(2), состоящая из отработанной ББФ, метанола и из следов МТБЭ, поступает на конденсацию МТБЭ в колонну К1, являющуюся по существу конденсатором смешения. Конденсированный МТБЭ возвращается на верхнюю тарелку Р1(2) и выполняет функцию холодного орошения.

С верха К1 отводятся несконденсировавшиеся пары отработанной ББФ и метанола, которые после охлаждения и конденсации в холодильниках поступает в ёмкость - сепаратор С1.

Разделение конденсата в С1 на отработанную ББФ и метанол осуществляется экстракцией последнего водой в экстракторе К3 (при температуре 40 С и давлении 0,9 МПа). Отработанная ББФ, выводимая с верха К3, после охлаждения в холодильниках давлением системы направляется в товарный парк и далее для последующей переработки.

Отгонка циркулирующего метанола от воды производится в ректификационной колонне К4 при давлении 0,02 - 0,06 МПа и температуре в кубе 120 С и верха колонны 70 С. Метанол, выводимый с верха К4, охлаждается и конденсируется в воздушных и водяных конденсаторах - холодильниках и собирается в рефлюксной ёмкости С3. Часть метанола подаётся в качестве холодного орошения К4, а остальная часть поступает в ёмкость Е.

Вода выводимая из куба К4, после охлаждения в теплообменнике и холодильнике подаётся в экстрактор К3 для отмывки метанола от отработанной ББФ.

Каталитические гомолитические процессы нефтепереработки.

Паровая каталитическая конверсия углеводородов (ППК).

В нефтепереработке из каталитических гомолитических (окислительно-восстановительных) процессов промышленное применение получили следующие:

1) паровая конверсия углеводородов с получением водорода;

2) окислительная конверсия сероводорода в элементарную серу (процесс Клауса);

3) окислительная демеркаптанизация сжиженных газов и бензино-керосиновых фракций;

4) гидрирование - дегидрирование нефтяных фракций.

При углубленной или глубокой переработке сернистых и особенно высокосернистых нефтей того количества водорода, которое производится на установках каталитического риформинга, обычно не хватает для обеспечения потребности в нём гидрогенизационных процессов НПЗ.

Требуемый баланс по водороду может быть обеспечен лишь при включении в состав таких НПЗ специальных процессов по производству дополнительного водорода.

Среди альтернативных методов (физических, электрохимических и химических) паровая каталитическая конверсия (ПКК) углеводородов является в настоящее время в мировой нефтепереработке и нефтехимии наиболее распространённым промышленным процессом получения водорода.

В качестве сырья в процессах ПКК преимущественно используются природные и заводские газы, а также прямогонные бензины.

Конверсия углеводородного сырья Сn Нm протекает по уравнениям:

Сn Нm + n Н2О - n СО + (n + 0,5m) Н2 - Q (1)

СО + Н2О -СО2 + Н2 + 42,4 кДж/моль, (2)

где n и m - число атомов соответственно углерода и водорода в молекуле углерода.

Выход водорода будет тем больше, чем выше содержание его в молекуле углеводородного сырья. С этой точки зрения наиболее благоприятное сырьё - метан, в молекуле которого содержится 25 % масс. водорода.

Источником метана является природные газы с концентрацией 94 - 99 % об. СН4. Для производства водорода выгодно также использовать дешёвые сухие газы нефтепереработки.

Реакция (1) является сильно эндотермической и, следовательно, термодинамически высокотемпературной. Вторая стадия процесса ПКК углеводородов (2) протекает с выделением тепла и термодинамически для неё более благоприятны низкие температуры. На практике процессы ПКК проводят в две ступени при оптимальных для каждой из стадий температурах.

Давление оказывает отрицательное влияние на равновесие основной реакции конверсии метана и поэтому требуется более высокая температура для достижения одинаковой степени превращения углеводородного сырья.

Предпочтительно проводить процесс под повышенным давлением, поскольку полученный водород используется затем в гидрогенизационных процессах, проводимых под давлением. При этом снижаются затраты на компримирование газа, и кроме того, повышается производительность установки.

Помимо температуры и давления на равновесие реакций существенное влияние оказывает мольное отношение водяной пар (окислитель) : углерод сырья. При увеличении отношения сверх стехиометрического равновесия концентрация метана в газах конверсии будет снижаться.

В процессах конверсии углеводородов, помимо основных реакций при определённых условиях возможно выделение элементарного углерода, в следствии термического распада углеводородов

Сn Нm - n С + 0,5m Н2 - Q

Вероятность выделения этого углерода возрастает при увеличении числа углеродных атомов углеводорода, повышении давления и уменьшения соотношения водяной пар : углеводород сырья. При этом наиболее опасным является температурный режим 500 - 750 С. При температурах свыше 700 С углеобразование менее вероятно в результате усиления реакции газификации образовавшегося углерода. В этой связи промышленные процессы ПКК углеводородов проводят при двух и более кратном избытке водяного пара против стехиометрически необходимого соотношения.

Паровая конверсия метана с приемлемой скоростью и глубиной превращения протекает без катализатора при 1250 - 1350 С. Катализаторы конверсии углеводородов предназначены не только для ускорения основной реакции, но и для подавления побочных реакций пиролиза путём снижения температуры конверсии до 800 - 900 С.

Как наиболее активные и эффективные катализаторы конверсии метана признаны никелевые, нанесённые на термостойкие и механически прочные носители с развитой поверхностью типа оксида алюминия. С целью интенсификации реакции газификации углерода в никелевые катализаторы в небольших количествах обычно вводят щелочные добавки (оксиды Са и Мg).

Паровую конверсию оксида углерода проводят в две стадии: сначала при температуре 480 - 3530 С на среднетемпературном железохромовом катализаторе, затем при 400 - 450 С на низкотемпературном цинкхроммедном катализаторе.

Традиционный процесс производства водорода этим методом включает следующие основные стадии:

- очистку сырья от сероводорода и сероорганических соединений;

- каталитическую конверсию сырья;

- двухступенчатую конверсию оксида углерода;

- очистку технологического газа от оксида углерода абсорбцией водным раствором карбоната калия;

- метанирование остатков оксида углерода.



Рисунок 18 - Принципиальная схема установки производства водорода: I - сырьё; II - водяной пар; III - водород; IV - двуокись углерода; V - вода; VI - водный раствор карбоната калия

Технологическая схема установки каталитической конверсии (при давлении 2,0 - 2,5 МПа).

Сырьё (природный газ или нефтезаводской газ) сжимается компрессором до 2,5 МПа, подогревается в пароподогревателе, в конвекционной секции печи - реакторе до 300 - 400 С и направляется в реакторы Р1 и Р2 для очистки от сернистых соединений. В Р1, заполненном алюмокобальтмолибденовом катализатором осуществляется гидрогинолиз сернистых соединений, а в Р2 - адсорбция образующегося сероводорода на гранулированном поглотителе, состоящем в основном из оксида цинка (481 - Zn, ГИАП - 10) до остаточного содержания серы в сырье до < 1 ррm. В случае использования в качестве сырья бензина последний подают насосом и на вход в Р1 смешивают с водородосодержащим газом (ВСГ).

К очищенному газу в смесители добавляют перегретый до 400 -500 С водяной пар, и полученную парогазовую смесь подают в печь паровой конверсии. Конверсия углеводородов проводится при 800 - 900 С и давлении 2,2 - 2,4 МПа в вертикальных трубчатых реакторах, заполненных никелевым катализатором и размещённых в радиантной секции печи в несколько рядов и обогреваемых с двух сторон теплом сжигаемого отопительного газа. Отопительный газ подогревают до 70 - 100 С, чтобы предотвратить конденсацию воды и углеводородов в горелках. Дымовые газы с температурой 950 - 1100 С переходят из радиантной секции в конвекционную, где установлены подогреватель сырья и котёл-утилизатор для производства и перегрева водяного пара.

Конвертированный газ направляется в котёл-утилизатор, где охлаждается до 400- 450 С и подаётся на первую ступень среднетемпературной конверсии оксида углерода на железохромовым катализаторе Р3. После охлаждения до 230 - 260 С в котле-утилизаторе и подогревателе воды парогазовая смесь далее поступает на вторую ступень низкотемпературной конверсии монооксида углерода в реакторе Р4 на цинкхроммедном катализаторе.

Смесь водорода, диоксида углерода и водяного пара охлаждается затем в теплообменниках до 104 С и направляется на очистку от СО2 в абсорбере К1 горячим раствором К2СО3.

Диоксид углерода удаляют регенерированным раствором карбоната кальция в две стадии.

На 1 ступени для абсорбции основной части СО2 подают более горячий раствор К2СО3 в середину абсорбера. Доочистку от СО2 проводят в верхней части абсорбера, куда подаётся охлаждённый в теплообменниках до 60 - 80 С раствор К2СО3.

Насыщенный диоксидом углерода раствор К2 СО3 поступает в турбину, где давление его снижается с 2,0 до 0,2 - 0,4 МПа и направляется в регенератор К2. В результате снижения давления и дополнительного подвода тепла в куб К2 из раствора десорбируется диоксид углерода. Регенерированный раствор К2СО3 возвращается в цикл.

Водородосодержащий газ из абсорбера К1, подогретый в теплообменнике до 300 С, поступает в реактор метанирования Р5, заполненный никелевым катализатором, промотированный оксидом Mg и Cr. После метанирования водород охлаждается в теплообменниках и холодильниках до 30 - 40 С и компрессором подаётся потребителю.

Окислительная конверсия сероводорода в элементарную серу (процесс Клаус).

Сероводород, получаемый с гидрогенизирующих процессов переработки сернистых и высокосернистых нефтей, газовых конденсатов и установок аммиачной очистки нефтяных и природных газов, обычно используется на НПЗ для производства элементарной серы, иногда для производства серной кислоты.

Наиболее распространённым и эффективным промышленным методом получения серы является процесс каталитической окислительной конверсии сероводорода Клауса.

Процесс Клауса осуществляется в две стадии:

1) стадия термического окисления сероводорода до оксида серы

Н2S + 3/2 О2 - SО2 + (0,53 ч 057) МДж/моль;

2) стадия каталитического превращения сероводорода и диоксида серы

2 Н2S + SО2 - 3/2 Sn + 2 Н2О + (0,087 ч 0,145) МДж/моль.

По первой реакции расходуется до 70 % масс. сероводорода и при этом выделяется значительное количество тепла, которое перед каталитической стадией должно быть утилизировано. Тепло, выделяющиеся по реакции (2) (1/5 от всего тепла), позволяет вести каталитический процесс при достаточно низких температурах и большой объёмной скорости без системы съёма тепла.

Процесс термического окисления Н2S осуществляют в основной топке, смонтированной в одном агрегате с котлом-утилизатором. Объём воздуха, поступающего в зону горения, должен быть строго дозирован, чтобы обеспечить для второй стадии требуемое соотношение SО2 и Н2S (по стехиометрии реакции (2) оно должно быть 1:2). Температура продуктов сгорания при этом достигает 1100 - 1300 С в зависимости от концентрации Н2S и углеводородов в газе.

Выход серы из реакционной системы, образовавшийся при реакции 2, благоприятствует увеличению степени конверсии Н2S до 95 %. Поэтому стадию каталитической конверсии принято проводить в две ступени с выводом серы на каждой ступени.

Элементарная сера существует в различных модификациях - S2; S6; S8. При высоких температурах газообразная сера состоит из S2, а при снижении температуры переходит в S6, а затем в S8. Жидкая сера представлена преимущественно модификацией S8.

В высокотемпературной зоне с повышением давления степень превращения Н2S в серу снижается. В каталитической зоне повышение давления, наоборот, ведёт к увеличению степени конверсии, так как давление способствует конденсации элементарной серы и более полному выводу из зоны реакции.

На практике увеличение степени конверсии Н2S достигается двух или более реакторов-конвекторов с удалением серы конденсацией и последующим подогревом газа между ступенями. При переходе от одного реактора к другому по потоку газа температуру процесса снижают.

Традиционным катализатором в процессе Клауса вначале являлся боксит. На современных установках преимущественно применяют более активные и термостабильные катализаторы на основе оксида алюминия.

Технологическая схема.

Продукты термической конверсии Н2S из печи реактора П1 проходит котёл- утилизатор Т1, где они охлаждаются до 160 С (при которой жидкая сера имеет вязкость, близкую к минимальной). Сконденсированная сера поступает через гидрозатвор в подземный сборник серы. В Т1 генерируется водяной пар с давлением 0,4 - 0,5 МПа, используемый в пароспутниках серопроводов. Далее в реакторах Р1 и Р2 осуществляется двухступенчатая каталитическая конверсия Н2S и SО2 с межступенчатым нагревом газов в печах П2 и П3 и утилизацией тепла процесса после каждой ступени в котлах-утилизаторах Т2 и Т3. Сконденсированная в Т2 и Т3 сера направляется в сборник серы.

Газы каталитической конверсии второй ступени после охлаждения в котле-утилизаторе Т3 поступают в сепаратор - скрубер со слоем насадки из керамических колец С1, в котором освобождаются от механически унесённых капель серы.

Отходящие из сероуловителя газы направляются в печь П4, работающей на топливном газе, где при 600 - 650 С дожигают непрореагировавшие соединения серы в избытке воздуха.

Жидкая сера из подземного сборника откачивается насосом на открытый подземный склад комковой серы, где она застывает и хранится до погрузки в железнодорожные вагоны.

Рисунок 19 - Принципиальная технологическая схема установки получения серы из сероводорода по методу Клауса: I- сероводород; II- воздух; III - сера; IV- водяной пар; V- газы дожила; VI - конденсат.

Технологический режим установки

Давление 0,03 - 0,05 МПа

Температура газа, С

в печи-реакторе П11100 - 1300

на выходе из котлов-утилизаторов140 - 165

на входе в Р1260 - 270

на выходе из Р1290 - 310

на входе в Р2225 - 235

на выходе из Р2240 - 250

в сепараторе С1150

Сера широко применяется в производстве серной кислоты, красителей, спичек, в качестве вулканизирующего агента в резиновой промышленности.

Окислительная демеркаптанизация.

Для сырьевой базы отечественной нефтепереработки характерно непрерывное увеличение за последние годы и в перспективе объёмов добычи и переработки новых видов нефтей и газовых конденсатов.

Газовые конденсаты (Оренбургский, Карачаганакский и Астраханский) характеризуются аномально высоким содержанием в них меркаптанов (40 - 70 % от общего содержания серы) при относительно низком содержании общей серы (0,8 - 1,5 %). По этому признаку их выделяют в особый класс меркаптансодержащего сильно коррозионо - активного углеводородного сырья.

Меркаптановая сера, обладающая неприятным запахом, вызывающая интенсивную коррозию оборудования и отравляющая катализаторы, концентрируется в основном в головных фракциях газовых конденсатов - сжиженных газах и бензинах.

В отечественной и зарубежной нефтезаводской практике часто используют, помимо гидроочистки, процессы окислительной каталитической демеркаптанизации сжиженных газов - сырья алкилирования и бензинов, реже авиакеросинов. Среди них наибольшее распространение получили процессы «Бендер» и «Мерокс».

Процесс «Бендер»

Используется для очистки газовых бензинов и бензинов прямой гонки и термодиструктивных процессов, а также реактивных топлив от меркаптанов при их малом содержании в сырье (не более 0,1 %). Очистка заключается в превращении меркаптанов в менее активные дисульфиды на неподвижном слое катализатора - сульфид свинца.

Очищаемое сырьё смешивается в смесителе с воздухом и циркулирующим раствором щёлочи, нагревается до температуры 30 - 60 С (в зависимости от типа сырья) и проходит снизу вверх слои катализатора в двух последовательных реакторах. Отработанный воздух и раствор щёлочи отделяют от очищенного сырья соответственно в сепараторе и в отстойнике.

Срок службы катализатора определяется содержанием меркаптанов в сырье (до 1,5 лет и более); при потере активности катализатор легко регенерируется в заводских условиях.

Процесс «Мерокс»

Применяется преимущественно для демеркаптанизации сжиженных газов и бензинов. Процесс окислительной демеркаптанизации сырья осуществляется в три стадии:

1) экстракция низкомолекулярных меркаптанов раствором щёлочи

RSН + NаОН - RSNа + Н2О;

2) превращение маркаптидов натрия в дисульфиды каталитическим окислением кислородом воздуха

2 RSNа + Ѕ О2 + Н2О - RSSR + 2 NаОН;

3) перевод неэкстрагированных щёлочью высокомолекулярных меркаптанов сырья в менее активные дисульфиды каталитическим окислением кислорода воздуха

2 RSН + Ѕ О2 - RSSR + Н2О.

Наиболее активными и распространёнными катализаторами процесса «Мерокс» являются фталоцианины кобальта (металлорганические внутрикомплексные соединения - хелаты) в растворе щёлочи или нанесённые на твёрдые носители (активированные угли, пластмассы и др.).

Технологическая схема.

Исходное меркаптансодержащее сырьё предварительно очищается от сероводорода и органических кислот в колонне 1 промывкой раствором щёлочи, затем поступает в экстрактор К2 где из него раствором щёлочи экстрагируются низкомолекулярные меркаптаны. Экстрактный раствор из К2 поступает в реактор Р1, где каталитическое окисление меркаптидов натрия в дисульфиды кислородом воздуха с одновременной регенерацией раствора щёлочи (или раствора «Мерокс» в случае применения растворимого катализатора). Реакционная смесь далее проходит сепараторы С2 и С3 для отделения отработанного воздуха и дисульфидов, после чего регенерированный раствор щёлочи (или «Мерокс») возвращается в экстрактор К2.

Очищенное от низкомолекулярных меркаптанов сырьё (рафинатный раствор) поступает а сепаратор щёлочи С1, далее а реактор Р2 для перевода высокомолекулярных меркаптанов, не подвергшихся экстракции в К2, в дисульфиды каталитическим окислением кислородом воздуха. Реакционная смесь из Р2 поступает в сепаратор С4, где разделяется на отработавшийся воздух, циркулирующий раствор щёлочи («Мерокс») и очищенный продукт.

Для очистки низкомолекулярных фракций (например, сырья алкилирования), не содержащих высокомолекулярных меркаптанов, используется упрощённый (экстракционный) вариант процесса, где стадия дополнительной демеркаптанизации в реакторе Р2 исключена.



Рисунок 20 - Принципиальная технологическая схема процесса каталитической окислительной демеркаптанизации углеводородного сырья «Мерокс»: I - сырье; II - воздух; III - регенерированный раствор щелочи («Мерокс»); IV - отработанный воздух; V - дисульфиды; VI - циркулирующий раствор щелочи («Мерокс»); VII - свежая щелочь; VIII - очищенный продукт

Гидрокаталитические процессы переработки нефтяного сырья.

Классификация, назначение и значение гидрокаталитических процессов нефтепереработки.

К гидрокаталитическим процессам в нефтеиереработке относят процессы, осуществляемые в среде водорода в присутствии катализаторов.

По спецефичности каталитического действия гидрокаталитические процссы можно классифицировать на следующие типы:

1. Гидрокаталитического реформирования нефтяного сырья:

1.1 каталитическая ароматизация прямогонных бензинов (каталитический риформинг);

1.2 каталитическая изомеризация лёгких (С4-С6) нормальных алканов.

Основной целью этих процессов является повышение октанового числа бензинов или получение индивидуальных ароматических или лёгких изопарафиновых углеводородов.

2. Каталитические гидрогенизационные процессы облагораживания нефтяного сырья:

2.1 гидроочистка нефтяных фракций;

2.2 гидрообессеривание высококипящих и остаточных фракций (вакуумных газойлей, масел, парафинов и нефтяных остатков);

Эти процессы предназначены для удаления из нефтяного сырья гетероорганических соединений.

3. Каталитические процессы деструктивной гидрогенизации (гидрокрекинг) нефтяного сырья:

3.1 селективный гидрокрекинг нефтяного сырья (топливных фракций, масел, гидравлических жидкостей) с целью повышения октановых чисел автобензинов и получения низкозастывающих нефтепродуктов путём гидродепарафинизации;

3.2 лёгкий гидрокрекинг вакуумных газойлей и низкооктановых бензинов соответственно для гидроподготовки сырья каталитического крекинга с одновременным получением дизельных фракций и для повышения содержания изопарафиновых углеводородов в бензинах;

3.3 глубокий гидрокрекинг дистиллятного сырья (вакуумных газойлей) и нефтяных остатков с целью углубления переработки нефти;

3.4 гидродеароматизация реактивных топлив и масляных дистиллятов.

Гидрогенизационные каталитические процессы в современной мировой нефтепереработке получили среди вторичных процессов наибольше распространение, а такие как каталитический крккинг и гидроочистка являются процессами, обязательно входящими в состав любого НПЗ, особенно при переработке сернистых и высокосернистых нефтей. Это обусловлено причинами:

- непрерывным увеличением в общем балансе доли сенистых и высокосернистых нефтей;

- ужесточением требований по охране природы и к качеству товарных нефтепродуктов;

- развитием каталитических процессов с применением активных и селективных катализаторов, требующих предварительного глубокого гидрооблагораживания (например, для процессов каталитического риформинга и крекинга).

Таблица 17 - Доля гидрокаталитических процессов на НПЗ различных стран мира в % от прямой перегонки нефти

Гидрокаталитические процессы	США	Западная Европа	Россия
Каталитический крекинг (КР)	23,6	15,5	9,3
Гидроочистка (ГО)	43,6	30,0	28,0
Гидрокрекинг (ГК)	8,1	3,2	0,6
Гидроизомеризация (ГИЗ)	5,6	0,8	0,2

Общие признаки гидрогенизационных каталитических процессов:

- химические превращения в них осуществляются под давлением водорода, образующегося в одних процессах, например КР, и расходуемого в других;

- химические превращения нефтяного сырья осуществляются на катализаторах би- или полифункционального действия;

- в составе всех катализаторов содержатся компоненты, ответственные за протекание гомолитических реакций гидрирования-дегидрирования (Pt, Pd, Со, Ni и др.). В качествеве 2-го компонента, осуществляющего гетеролитические реакции, такие как изомеризация, циклизация, крекинг и др., в зависимости от типа процессов применяются преимущественно оксид алюминия, промотированный кислотой, алюмосиликат, цеолит, а также сульфиды Mo, W и др., обладающие р-проводимостью (т.е. дырочной проводимостью).

Каталитический риформинг.

Теоретические основы процессов каталитического риформинга.

Процесс каталитического риформинга предназначен для повышения детонационной стойкости бензинов и получения индивидивидуальных аренов, главным образом бензола, толуола, ксилолов - сырья нефтехимии. Важное значение имеет получение дешевого водородосодержего газа (ВСГ) для использования в других гидрогенизационных каталитических процессах. Значение процессов каталитического риформинга в нефтепереработке существенно возросло в 1990-е гг. в связи с необходимостью проиводства неэтилированного высокооктанового автомобильного бензина.

Бензиновые фракции большинства нефтей содержат 60 - 70 % алканов, 10 % аренов и 20 - 30 % 5- и 6-членных цикланов. Среди алканов преобладают углеводороды нормального строения и их моно-метилзамещенные изомеры. Цикланы представлены преимущественно алкилгомологами циклогексана и циклопентана, а арены - алкилбензолами. Такой состав обусловливает низкое октановое число прямогонного бензина, обычно не превышающее 50 пунктов.

Помимо прямогонных бензинов как сырье каталитического риформинга используют бензины вторичных процессов - замедленного коксования (ЗК) и термического крекина (ТК) после их глубокого гидрооблагораживания и гидрокрекинга.

Выход прямогонных бензинов - около 15 - 20 % от нефти. Кроме того, часть бензинов используется и для других целей (сырье пиролиза, производство водорода, получение растворителей и т. д.). Поэтому общий объем сырья, перерабатываемого на установках каталитического риформинга, не превышает обычно потенциального содержания бензиновых фракций в нефтях.

Химизм и термодинамика процесса.

Целевыми в процессах каталитического риформинга являются реакции образования аренов за счет:

дегидрирования шестичленных цикланов

дегидроизомеризация циклопентанов

дегидроциклизации (С5- или С6- дегидроциклизации) алканов

В процессе параллельно протекают и нежелательные реакции гидрокрекинга с образованием как низко-, так и высокомолекулярных углеводородов, а также продуктов уплотнения - кокса, откладывающегося на поверхности катализаторов.

Наиболие важные реакции риформинга, ведущие к образованию аренов из цикланов и алканов, идут с поглощением тепла, у реакций изомеризации тепловой эффект, близкий к 0, а реакции гидрокрекинга экзотермичны.

В условиях каталитического риформинга наиболее легко и быстро протекают реакции дегидрирования гомологов циклогексана. Относительно этой р-ции скорость ароматизации из 5-членных цикланов примерно на порядок ниже. Наиболее медленной из реакций ароматизации является дегидроциклизация алканов, скорость которой лимитируется наиболее медленной стадией циклизации (на 2 порядка ниже).

Таблица 18 - Относительные скорости и тепловые эффекты реакций каталитического риформинга

Типы реакций	Относительная скорость	Д, кДж/моль
	С6	С7
Дегидрирование циклогексана	100	120	- 221
Изомеризация алканов	10	13	+ 4,6
Изомеризация циклопентанов	10	13	+ 15,6
Гидрокрекинг циклоалканов	5	3	+ 43,9
Гидрокрекинг алканов	3	4	+ 56,4 (на 1 моль Н2)
Дегидроциклизация алканов	1	4	- 260

Превращения цикланов и алканов в арены - обратимые реакции, протекающие с увеличением объема и поглощением тепла. Следовательно, по правилу Ле-Шателье, равновесная глубина ароматизации увеличивается с ростом температуры и понижением парциального давления водорода. Однако промышленные процессы каталитического риформинга вынужденно осуществляют либо при повышенных давлениях с целью подавления реакций коксообразования (при этом снижение равновесной глубины ароматизации компенсируют повышением температуры), либо с непрерывной регенерацией катализатоpa при пониженных давлениях.

Катализаторы и механизм их каталитического действия.

Процесс каталитическогориформинга осуществляют на бифункциональных катализатораx, сочетающих кислотнуютную и гидрирующую-дегидрирующую функции. Гомолитические реакции гидрирования и дегидрирования протекают на металлических центрах платины или платины, промотированной добавками рения, иридия, олова, галлия, германия и др. тонко диспергированных на носителе.

Кислотную функцию в промышленных катализатоpax каталитического риформинга выполняет носитель, в качестве которого используют оксид алюминия. Для усиления и регулирования кислотной функции носителя в состав катализатоpa вводят галоген: F или С1. В настоящее время применяют только хлорсодержащие катализаторы. Содержание хлора составляет от 0,4 - 0,5 до 2,0 % масс.

Платина на катализаторе каталитического риформинга ускоряет реакции гидрирования-дегидрирования и замедляет образование кокса на его поверхности. Обусловливается это тем, что адсорбированный на платине водород сначала диссоциируется, затем активный (атомарный) водород диффундирует на поверхности катализатора к кислотным центрам, ответственным за образование коксовых отложений. Коксогены гидрируются и десорбируются с поверхности. В этой связи скорость образования кокса при прочих равных условиях зависит от давления водорода. Поэтому минимальная концентрация платины в катализатораx каталитического риформинга определяется необходимостью прежде всего поддерживать их поверхность в «чистом» виде, а не только с целью образования достаточного числа активных металлитических центров на поверхности носителя.

В монометаллических алюмоплатиновых катализатоpax содержание платины составляет 0,3 - 0,8 % масс. Очень важно, чтобы платина была достаточно хорошо диспергирована на поверхности носителя. С увеличением дисперсности платины повышается активность катализатора.

Процесс каталитического риформинга в последние годы был связан с разработкой и применением сначала биметаллических и затем полиметаллических катализаторов, обладающих повышенной активностью, селективностью и стабильностью.

Используемые для промотирования металлы можно разделить на 2 группы.

К первой из них принадлежат металлы 8-го ряда: Re и Ir, известные как катализаторы гидро-дегидрогенизации и гидрогенолиза.

К другой группе модификаторов относят металлы, практически неактивные в реакциях риформинга, такие как Ge, Sn и Pb (IV группа), Ga, In и редкоземельные элементы (III группа) и Cd (из II группы).

К биметаллическим катализаторам относят платино-рениевые и платино- иридиевые, содержащие 0,3 - 0,4 % масс. Pt и примерно столько же Re и Ir. Re или Ir образуют с Pt биметаллические сплав, точнее кластер, типа Pt-Re-Rе-Pt-, который препятствует рекристаллизации - укрупнению кристаллов Pt при длительной эксплуатации процесса. Биметаллические кластерные катализаторы (получаемые обычно нанесением металлов, обладающих каталитической активностью, особенно благородных, на носитель с высокоразвитой поверхностью) характеризуются, кроме высокой термостойкости, повышенной активностью по отношению к диссоциации молекулярного водорода и миграции атомарного водорода (спилловеру). В результате отложение кокса происходит на более удаленных от металлических центров катализатора, что способствует сохранению активности при высокой его закоксованности (до 20 % масс. кокса на катализаторе). Из биметаллических катализаторов платино-иридиевый превосходит по стабильности и активности в реакциях дегидроциклизации парафинов не только монометаллический, но и платино-рениевый кататаллизатор. Применение биметаллических катализаторов позволило снизить давление риформинга (от 3,5 до 2 - 1,5 МПа) и увеличить выход бензина с ОЧИМ (октановое число определённое исследовательским методом) до 95 пунктов примерно на 6%.

Полиметаллические кластерные катализаторы обладают стабильностью биметалла, но характеризуется повышенной активностью, лучшей селективностью и обеспечивают более высокий выход рифината. Срок их службы составляет 6 - 7 лет. Эти достоинства их обусловливаются, по-видимому, тем, что модификаторы образуют с Pt (и промоторами) поверхностные тонкодиспергированные кластеры с кристаллическими структурами, геометрически более соответствующие и энергетически более выгодные для протекания реакций ароматизации через мультиплетную хемосорбцию. Среди других преимуществ полиметаллических катализаторов следует отметить возможность работы при пониженном содержании платины и хорошую регенерируемость.

Успешная эксплуатация полиметаллических катализаторов возможна лишь при выполнении определенных условий:

- содержание серы в сырье риформинга не должно превышать 1·10-4 % масс. для чего требуется глубокое гидрооблагораживание сырья в блоке предварительной гидроочистки;

- содержание влаги в циркулирующем газе не должно превышать (2-3)· 10-3 % мольн.;

- при пуске установки на свежем и отрегенерированном катализаторе требуется использование в качестве инертного газа чистого азота (полученного, например, ректификацией жидкого воздуха);

- для восстановления катализатоpa предпочтительно использование электролитического водорода.

В настоящее время отечественной промышленностью вырабатываются 3 типа катализаторов риформинга:

- монометаллические (АП-56 и АП-64);

- биметаллические (КР-101 и КР-102);

- полиметаллические (КР-104, КР-106, КР-108 и платино-ирионитовый СГ-ЗП).

Таблица 19 - Характеристика отечественных промышленных катализаторов риформинга

Показатель	АП-56	АП-64	КР-101	КР-102	КР-104	КР-106	КР-108	КР-110
Содержание, % масс. платины фтора хлора	0,55 0,32 -	0,62 - 0,70	0,60 - 0,75	0,36 - 1,35	0,36 - 1,20	0,36 - 1,35	0,36 - 1,35	0,36 - 1,35
Число металлических промоторв	-	-	1	1	2	2	2	2
Относительная селективность	-	1		5	10	10	20
Относительная стабильность	1			2	3-4	5	6,5	3

Основы управления процессом.

Качество сырья риформинга определяется фракционным составом и химическим составом бензина.

Фракционный состав сырья выбирают в зависимости от целевого назначения процесса. Если процесс проводят с целью получения индивидуальных аренов, то для получения бензола, толуола и ксилолов используют соответственно фракции, содержащие углеводороды С6 (62 - 85 С), С7 (85 - 105 С) и С8 (105 - 140 С). Если каталитический риформинг проводится с целью получения высокооктанового бензина, то сырьем обычно служит фракция 85 - 180 С, соответствующие углеводородам С7 - С10.

Установлено, что с увеличением молекулярной массы фракции и, следовательно, ее температуры кипения выход рифината постепенно возрастает, что особенно заметно при жестких условиях процесса (495 С). Аналогичная зависимость от фракционного состава и молекулярной массы фракции наблюдается по выходу аренов и по октановому числу рифината.

При риформинге головных фракций бензина, выкипающих до 85 С, образуются малоценный бензол и преимущественно продукты гидрокрекинга.

Фракционный состав сырья риформинга оказывает также существенное влияние на закоксовывание катализатора.

С уменьшением числа углеродных атомов до C5 коксообразование увеличивается, а с ростом числа атомов С более 7 - вначале слабо и начиная с С10, более интенсивно. При риформинге аренов, являющихся наиболее коксогенными компонентами, с ростом числа атомов С содержание кокса непрерывно растет. В случае цикланов наибольшее содержание кокса наблюдается при риформинге циклопентана и метилциклопентана. Наиболее низкой коксогенностью характеризуются 6-членные цикланы в связи с легкостью их дегидрирования до бензола и его гомологов.

Важное значение в процессах риформинга имеет химический состав сырья. Как правило, с увеличением содержания суммы цикланов и аренов в сырье выход риформата и водорода возрастает.

Температурный режим процесса и распределение объема катализатора по реакторам.

Поскольку процесс ароматизации сильно эндотермичен, его осуществляют в каскаде из 3-4 реакторов с промежуточным подогревом сырья. В первом по ходу сырья реакторе проходит в основная протекающая с наибольшей скоростью сильно эндотермическая реакция дегидрирования цикланов. В последнем реакторе протекают преимущественно эндотермические реакции дегидроциклизации и достаточно интенсивно экзотермические реакции гидрокрекинга алканов. Поэтому в первом реакторе имеет место наибольший (30 - 50 С), а в последнем - наименьший перепад (градиент) температур между входом в реактор и выходом из него. Высокий температурный градиент в головных реакторах риформинга можно понизить, если ограничить глубину протекающих в них реакций ароматизации. Это может быть достигнуто при заданном температурном режиме только уменьшшим времени контакта сырья с катализатором, т.е. объема катализатора в них. В этой связи на промышленных установках каталитического риформинга головной реактор имеет наименьший объем катализатора, а хвостовой - наибольший объём. Для трехреакторного блока распределение объема катализатора по ступеням составляет от 1:2:4 до 1:3:7 (в зависимости от химического состава сырья и целевого назначения процесса), а для четырехреакторного оно может быть, например, 1:1,5:2,5:5.

Поскольку составляющие суммарный процесс реакции каталитического риформинга имеют неодинаковые значения энергии активации - наибольшее для реакций гидрокрекинга (117 - 220 кДж/моль) и меньшее для реакций ароматизаци (92 - 158 кДж/моль), то при повышении температуре в большей степени ускоряются реакции гидрокрекинга, чем ренакции ароматизации. Поэтому обычно поддерживают повышающийся температурный режим в каскаде реакторов, что позволяет уменьшить роль реакций гидрокрекинга в головных реакторах, тем самым повысить селективность процесса и увеличить выход риформата при заданном его качестве.

Температура на входе в реакторы устанавливают в начале реакционного цикла на уровне, обеспечивающем заданное качество риформата - ОЧ или концентрацию аренов. Обычно начальная температура лежит в пределах 480 - 500 С и лишь при работе в жестких условиях составляет 510 С. По мере закоксовывания и потери активности катализатора температура на входе в реакторы постепенно повышают, поддерживая стабильное качество катализата, причем среднее значение скорости подъема температуры за межрегенерационный цикл составляет 0,5 - 2,0 С в месяц. Максимум температуры нагрева сырья на входе в последний реактор со стационарным слоем катализатора достигает 535 С, а в реакторы установок с непрерывной регенерацией - 543 С.

Давление - основной, наряду с температурой регулируемый параметр, оказывающий существенное влияние на выход и качество продуктов риформинга.

При прочих идентичных параметрах с понижением парциального давление водорода возрастает как термодинамически, так и кинетически возможная глубина ароматизации сырья и, что особенно важно, повышается селективность превращений алканов, поскольку снижение давления благоприятствует протеканию реакций ароматизации и тормозит реакции гидрокрекинга.

Однако при снижении давления процесса увеличивается скорость дезактивации (Vдез.) катализатора за счет его закоксовывания (Vдез. определяется как скорость подъема темпертуры нагрева сырья на входе в реакторы, обеспечивающая постоянство качества катализата). Скорость дезактивации катаизатора приблизительно обратно пропорциональна давлению (1/р, МПа-1).

При давлении 3 - 4 МПа коксообразование подавляется в такой степени, что установки каталитического риформинга со стационарным слоем катализатора могут работать без его регенерации практически более 1 года. Применение би- и полиметаллических катализаторов позволяет проведение процесса при 1,5 - 2,0 МПа без регенерации катализатора в течение 1 года.

Кратность циркуляции ВСГ. Этот параметр определяется как отношение объема циркулирующего ВСГ, приведенного к нормальным условиям, к объему сырья, проходящего через реакторы в единицу времени (м3/м3).

Учитывая, что в циркулирующем ВСГ концентрация водорода изменяется в широких пределах - от 65 до 90 % об., а молекулярная масса сырья зависит от фракционного состава и химического состава, предпочтительнее пользоваться мольным отношением водород : сырье (иногда моль водорода на моль углерода сырья).

С увеличением мольного отношения водород : сырье (Мот) снижается скорость дезактивации катализаторов каталитического риформинга и, следовательно, удлиняется межрегенерационный цикл. Однако увеличение Мот КВСГ связано со значительными энергозатратами, ростом гидравлического сопротивления и объема аппаратов и трубопроводов. Выбор этого параметра производят с учетом стабильности катализатоpa, качества сырья и продуктов, жесткости процесса и заданной продолжительности межрсгенерационного цикла.

При использовании на установках со стационарным катализатором полимегаллических катализаторов мольное отношение водород: сырье, равное 5 :6, обеспечивает длительность межрегснерационного цикла до 12 месяцев. На установках с непрерывной регенерацией катализатоpa Мот поддерживается на уровне 4 - 5 и при интенсификации блока регенерации катализатоpa может быть снижено до 3.