Содержание к диссертации
Введение
Глава 1. Каталитический крекинг - базовый процесс нефтеперерабатывающих заводов 7
1.1. Развитие процесса каталитического крекинга 7
1.2. Технологические основы процесса каталитического крекинга ... 9
Глава 2. Существующая технология и оборудование процесса каталитического крекинга в ОАО "Салаватнефтеоргсинтез" 37
2.1. Технология и аппаратурное оформление процесса 38
2.2. Реакторно-регенераторный блок установки каталитического крекинга 39
2.3. Опыт эксплуатации процесса и установки каталитического крекинга 50
Глава 3. Технологическое обоснование модернизации процесса каталитического крекинга 67
3.1. Основные цели модернизации процесса каталитического крекинга 67
3.2. Исследование процесса крекинга на катализаторе Ц-100 при перспективных условиях 69
3.2.1. Методики исследования катализатора Ц-100 в процессе крекинга 69
3.2.2. Методика исследования регенерационных характеристик катализатра 74
3.2.3. Определение оптимальных условий процесса крекинга тяжелого вакуумного газойля на катализаторе Ц-100 76
3.2.4. Регенерационные характеристики катализатора Ц-100 92
3.3. Основные направления модернизации процесса каталитического крекинга 100
Глава 4. Модернизация процесса каталитического крекинга в ОАО "Салаватнефтеоргсинтез" 102
4.1. Оптимизация процесса крекинга при использовании катализатора Ц-600 103
4.2. Сравнение процесса крекинга тяжелого вакуумного газойля на катализаторах Ц-100 и Ц-600 113
4.3. Совершенствование реакторно-регенераторного блока установок крекинга № 601 и № 602 типа 43-102 121
Выводы 125
Литература 127
- Технологические основы процесса каталитического крекинга
- Реакторно-регенераторный блок установки каталитического крекинга
- Определение оптимальных условий процесса крекинга тяжелого вакуумного газойля на катализаторе Ц-100
- Сравнение процесса крекинга тяжелого вакуумного газойля на катализаторах Ц-100 и Ц-600
Введение к работе
Постоянно увеличивающийся спрос на моторные топлива требует дальнейшего углубления переработки нефти, разработки новых вторичных технологических процессов по переработке тяжёлых вакуумных дистиллятов и остаточных фракций. В промышленной практике одним из основных вторичных процессов переработки углеводородного сырья, позволяющих получать высокооктановые компоненты автомобильных бензинов, является каталитический крекинг различных видов дистиллятного и остаточного сырья.
За последние десять лет в России глубина переработки нефти увеличилась с 63 до 71% [1, 2]. По мере становления нефтяных компаний российские НПЗ освобождались от устаревших избыточных мощностей первичной переработки и совершенствовали технологическую структуру вторичных процессов. Тем не менее, Россия в развитии процессов, углубляющих переработку нефти, согласно [2], отстает от среднемирового и европейского уровня в 2 раза, от уровня США - более чем в 3 раза, а в развитии важнейших из этих процессов - каталитического крекинга и гидрокрекинга - в 4-7 раз. Переработка нефтяного сырья на российских НПЗ пока осуществляется с недостаточным использованием имеющегося потенциала и с низкой степенью конверсии тяжелых фракций.
На будущие 10-15 лет перед нефтеперерабатывающей промышленностью всех стран и регионов мира ставятся задачи по обеспечению уровня экологических и потребительских свойств продукции, на порядок превышающего уровень, достигнутый в последние 10-15 лет.
В принятой Минэнерго РФ программе «О стратегии развития нефтеперерабатывающей промышленности до 2020 г.» поставлена задача обеспечить повышение глубины переработки нефти до 75 % к 2010 г. и до 85 % - 2020 г. Решение этой актуальной проблемы невозможно без разработки и внедрения промышленной технологии переработки тяжелых нефтяных остатков - мазутов, гудронов, а также тяжелых битуминозных нефтей. [3,4].
5 Важнейшим направлением развития российской нефтепереработки на ближайшую и среднесрочную перспективу остается деструктивное углубление переработки вакуумных дистиллятов с концом кипения 550-590 С и в отдельных случаях - непосредственно мазута:
по бензиновому варианту с применением комплексов каталитического крекинга;
по дизельному варианту с применением комплексов гидрокрекинга.
В настоящее время каталитический крекинг является наиболее крупнотоннажным и важным среди каталитических процессов переработки нефти. Общая производительность установок каталитического крекинга в США составляет свыше 250 млн. т/год по сырью. Весьма широкое развитие получил этот процесс и в странах Западной Европы. Суммарная мощность установок каталитического крекинга достигла в США порядка 35% от мощности первичной переработки нефти (13,9 % - в Западной Европе и 6,0 % - в России) [3,4, 5].
Спрос на качественные моторные топлива растет, а на топочные мазуты -падает. В то же время во всем мире увеличивается объем переработки тяжелых нефтей с повышенным содержанием высококипящих фракций и остатков, серы, смол и металлов.
Достигнутый прогресс обеспечил вовлечение в переработку всё более тяжёлого сырья: если на первой стадии развития крекингу подвергали керосино-газойлевые фракции, а затем вакуумные газойли (наиболее распространённый вариант и в настоящее время), то за последние 20 лет всё возрастает число установок, использующих в качестве сырья нефтяные остатки: мазуты, деасфаль-тизаты и их смеси с вакуумными дистиллятами.
Целью настоящей работы является модернизация процесса и аппаратурного оформления установок каталитического крекинга типа 43-102 в ОАО "Салаватнефтеоргсинтез", направленные на увеличение производительности установок ~ в 1,5 раза при одновременной переработке тяжелого вакуумного дистиллята с концом кипения 520С.
Для этого было необходимо:
1. Получить и проанализировать результаты стендовых и опытно-
промышленных испытаний процесса каталитического крекинга с использова
нием существующих алюмосиликатного цеолитсодержащего катализатора типа
Ц-100 и аппаратурного оформления реакторно-регенераторного блока с исполь
зованием в качестве сырья тяжелого вакуумного дистиллята с целью установ
ления оптимальных условий процесса и путей модернизации установки.
Разработать, с учетом полученных результатов и проведенного анализа, основные требования к модернизации реактора, регенератора, пневмотранс-портной линии движения потока катализатора в системе "реактор-регенератор", качественным характеристикам применяемого катализатора.
На основе разработанных требований по модернизации аппаратурного оформления процесса каталитического крекинга осуществить диагностику, экспертизу промышленной безопасности установки 43-102.
На основе разработанных требований к качественным показателям катализатора крекинга осуществить разработку технологии его производства и провести наработку опытно-промышленной партии катализатора.
Ввиду более жестких гидродинамических условий работы катализатора в системе "реактор-регенератор" разработать новую методику оценки физико-механических свойств катализатора с учетом мировых достижений.
Разработать комплексный подход к модернизации процесса и аппаратурного оформления установки каталитического крекинга 43-102 на основе совместного учета эксплуатационных свойств катализатора и возможностей по реконструкции аппаратов реакторно-регенераторного блока после проведенной диагностики для увеличения производительности установки ~ в 1,5 раза при переработке тяжелого сернистого вакуумного дистиллята в к.к. 520С и более и с этой целью:
- получить экспериментальные данные для оптимизации процесса каталитического крекинга с использованием нового катализатора и для обоснования рабочего объема реактора, реконструкции регенератора и технологии процесса регенерации катализатора от коксовых отложений.
Технологические основы процесса каталитического крекинга
До 1913 года моторный бензин получали путём простой перегонки сырой нефти с тем, чтобы разделить прямогонный бензин от керосина и более тяжёлых фракций. Качество и количество прямогонного бензина было ограничено природой используемого сырья. Качество сырой нефти из разных месторождений сильно различалось, но средний выход бензина был меньше 20 % на сырьё, а антидетонационные качества были эквивалентны октановому числу около 50 [6]. Термический крекинг, впервые внедрённый в 1913 г [7-9], увеличил выход бензина и его антидетонационное качество. Повсеместное применение тетра-этилсвинца в 1925 г [6] и термический риформинг лёгкой нафты в начале 1930-х годов ещё более улучшил антидетонационные свойства. К 1935 году октановые числа данных сортов серийных бензинов по исследовательскому методу были около 71 и 79, соответственно [6, 7], а потенциал выхода бензина из сырой нефти был около 60 %. Однако, даже после термического риформинга, термического крекинга и добавления тетраэтилсвинца, качество бензина с развитием авто- и авиатранспорта все в меньшей степени удовлетворяло их требованиям. Каталитический крекинг стал наиболее важным из процессов повышения качества моторных топлив.
Первые попытки использования катализаторов в крекинге были предприняты вскоре после первого внедрения термического крекинга. Наиболее значимым из этих ранних попыток был сделан Маккафе. Процесс Маккафе в принципе состоял в кубовой перегонке нефти с добавлением 5 - 10 % безводного хлорида алюминия, при 260-288 С и давлении чуть выше атмосферного. Длительность каждого цикла зависела от природы сырья и обычно была от 24 до 48 часов. В 1915 году Галф Рифайнинг Компани построила завод с использованием процесса Маккафе в г. Порт-Артур, штат Техас [8]. Этот процесс никогда не представлял промышленной значимости, возможно, из-за трудности выделения хлорида алюминия из продукта реакции. Другие ранние попытки применить катализаторы для крекинга нефтепродуктов (например, Лемон [8, 9]) были ещё более слабыми.
Первым успешным процессом каталитического крекинга был процесс Гуд-ри, разработанный в 1933 г. и внедрённый в промышленность в 1936 году [7]. Это был процесс неподвижного слоя с использованием, на данном этапе, в качестве катализатора активированной бентонитовой глины. В 1933 году Гудри основал «Сан Ойл Компани» и «Гудри Процесс Корпо-рэйшн». Совместно с компанией «Сокони Вакуум» процесс Гудри со стационарным слоем катализатора в 1935 г. был доведён до промышленной стадии [7- 9]. Другой процесс с неподвижным слоем катализатора, заявленный Филипс Петролеум Компани в 1944 году, был процессом циклоконверсии, где в качестве катализатора использовался боксит [7-9]. Работы Гудри и других исследователей дали громадный импульс технологии нефтепереработки. Однако каталитический крекинг с неподвижным слоем катализатора имел ряд недостатков. Процесс проводили в реакторах со стационарным слоем катализатора, который дезактивировался за 10-20 минут из-за отложения кокса. Процесс был периодическим, а его аппаратурное оформление отличалось большой сложностью, так как приходилось в одном аппарате проводить эндотермическую реакцию крекинга и экзотермический выжиг кокса с частым чередованием этих стадий [10]. Эти недостатки были позднее преодолены использованием иного процесса, в котором катализатор непрерывно циркулирует из реактора, где происходит крекинг, - в регенератор, где с поверхности катализатора выжигается кокс, - и снова в реактор. Данная технология крекинга значительно упростилась после разработки в 1940 г. метода изготовления синтетического аморфного алюмосиликатного катализатора в виде шариков диаметром 3-4 мм. Новые катализаторы имели более высокую износоустойчивость, позволяющую осуществлять процессы крекинга и регенерации в отдельных аппаратах с непрерывной циркуляцией катализатора. Таким образом, природные катализаторы сравнительно быстро уступили первенство синтетическим: сначала - таблетированным и пылевидным, а затем - шариковым и микросферическим. Уже к 1953 году каталитический крекинг по мощности превзошёл в США термический крекинг [10,11], - и далее развивался стремительными темпами. В 60-х годах была открыта высокая активность цеолитов в реакциях крекинга. В связи с этим в процессе крекинга стали применять цеолитсодержащие катализаторы (содержание цеолита не более 20 % масс), которые обусловили значительный прирост выхода целевых продуктов процесса, особенно при переходе на крекинг тяжелого сырья. Для использования всех преимуществ цеолитсодержащего катализатора стали применять новые типы реакторно-регенераторных аппаратов: вначале с кипящим слоем катализатора, а затем лифт-реактор. Таким образом, процесс каталитического крекинга - наиболее динамично развивающийся процесс нефтепереработки. В таблице 1.1.1, согласно [2], приведены данные о месте процесса каталитического крекинга среди вторичных процессов нефтепереработки в Российской Федерации. В настоящее время продолжается процесс интенсификации процесса каталитического крекинга на основе модернизации реактора и регенератора установок каталитического крекинга, упрощения конструкции реакторно-регенераторного блока, создания наиболее эффективных способов контактирования катализатора с сырьём и подготовки сырья с целью увеличения выхода целевых продуктов и повышения их качества [12].
Технологические основы процесса каталитического крекинга. Целевым назначением процесса каталитического крекинга является получение высокооктанового компонента автобензина с октановым числом по исследовательскому методу свыше 95, а также компонента дизельного топлива, которое, хотя и уступает по качеству прямогонному газойлю, может быть использовано как компонент товарного продукта.
Реакторно-регенераторный блок установки каталитического крекинга
Так, освоение промышленного производства шарикового катализатора Це-окар-3, обладающего низким коксообразованием, позволило исключить из переработки на установках 43-102 примерно 10 - 15 % дизельных фракций [72].
Дальнейшее снижение содержания дизельных фракций в сырье крекинга требует либо частичный модификации свойств катализатора, либо коренной реконструкции установок 43-102 вместе со значительной модернизацией (по увеличению насыпного веса) шарикового катализатора.
Интенсификация работы реакторно-регенераторного блока установок 43-102 возможна в таких вариантах: подбор удовлетворительных условий крекинга и регенерации цеолитсодер-жащих катализаторов, а также осуществление отдельных мероприятий без реконструкции и повышения мощности по сырью; реконструкция частичная или полная с повышением мощности по сырью и обеспечением оптимальных условий крекинга и регенерации цеолитсодержа-щих катализаторов. Необходимо отметить, что основным фактором, сдерживающим интенсификацию работы установки, является пневмотранспорт, поскольку увеличение циркуляции катализатора и повышение температуры приводит к быстрому эрозионному износу пневмостволов [31]. Как показал технико-экономический анализ результатов эксплуатации установок 43-102, для улучшения работы реакторно-регенераторного блока без реконструкции рекомендуется установить объем реакционной зоны равным 30-40 м3, смонтировать в верхней части узел равномерного распределения сырья по сечению реактора, увеличить высоту отстойной зоны реактора в 1,3 раза, подняв уровень отвода нефтяных паров, установить между реактором и колонной дополнительный трубопровод для уменьшения скорости паров. В целях повышения эффективности работы регенератора целесообразно изменить конструкцию газовыводящих коллекторов [13], установить дополнительные охлаждающие змеевики в средних и нижних зонах аппарата для поддержания температуры катализатора не выше 700 - 720 С. Необходимо отметить, что нормальная работа регенератора установки 43-102 по выжигу кокса с поверхности катализатора обеспечивается при скорости его горения не более 1400 кг/час, что приблизительно соответствует содержанию кокса на катализаторе 2,5-2,6% масс (при циркуляции катализатора 60 т/час). При более высоком содержании кокса на катализаторе необходимо либо увеличить температуру регенерации для роста количества выжигаемого кокса (что ограничено конструкцией регенератора), либо эксплуатировать установку при большем содержании остаточного кокса (до 0,6% масс) на катализаторе [17], что приведет к снижению конверсии сырья на 10 % масс [13]. Одним из основных технологических приемов (в результате чего происходит интенсификация работы регенератора без проведения реконструкции) снижения остаточного кокса на катализаторе заключается в промотировании соединениями платины шарикового катализатора крекинга с целью дожита оксида углерода в верхних зонах регенератора. Так как тепловой эффект от окисления оксида углерода выше по сравнению с теплотой выжига углерода в коксе, то температура в верхних зонах регенератора будет выше, что в свою очередь, обеспечит более высокое количество выжигаемого кокса в объеме регенератора установки 43-102 [17,73,74]. Также заметно уменьшается удельный расход воздуха на выжиг кокса, так как благодаря повышенной температуре и улучшенной регенерационной способности катализатора отпадает необходимость в подаче его на регенерацию в значительном избытке. Также предложено повышение мощности установок 43-102 без коренной реконструкции реакторного блока за счет следующих мер [13]: По регенератору: использование нового цеолитсодержащего катализатора Ц-600, наращивание числа зон регенерации, замены газовыводящих коллекторов на новые с улучшенной и увеличенной площадью вывода газов, монтажа дополнительных охлаждающих змеевиков в соответствии с расчетами теплового баланса блока, объединение соседних зон (по две) в верхней и средней частях регенератора. По реактору: доведение объема зон реакции до 36-37 м2; увеличение площади дренажа нефтяных паров и слоя катализатора путем наращивания колпачков на вертикальных трубах для вывода паров; улучшение отпаривания катализатора и сепарации нефтяных паров в отстойной зоне реактора. По пневмотранспорту: увеличение мощности пневмотранспорта с применением двух пневмостволов меньшего диаметра и воздуходувок с соответствующим напором; применение специальных наплавок из эрозионно-стойких материалах для защиты дозеров и разгонных участков пневмоподъемников от эрозии. Следует отметить Куйбышевский НПЗ, где в 1999 г. была проведена реконструкция с монтажом нового узла ввода сырья в реактор и схемы подачи пара под купол реактора установки 43-102 [75]. Для оптимизации режима каталитического крекинга была успешно выполнена реконструкция систем пневмотранспорта и увеличена кратность циркуляции катализатора. Реализация этого комплекса мероприятий позволило увеличить конверсию сырья, сократить содержание серы в продуктах крекинга, увеличить октановое число бензина и значительно сократить удельный расход катализатора [64]. Опыт эксплуатации установок на тяжелом сырье показал, что парожидко-стную сырьевую смесь целесообразно смешивать с потоком катализатора до реакционной зоны в специальном смесителе диффузорного типа; при этом удается почти полностью устранить коксование внутренних стенок и переточных труб аппарата.
Определение оптимальных условий процесса крекинга тяжелого вакуумного газойля на катализаторе Ц-100
Вместе с тем, следует отметить, что при использовании катализатора Ц-100 по сравнению с Ц-10 в системе крекинга уменьшился расход катализатора с 1,9 до 1,6 кг/т сырья, что связано с более высокой механической прочностью Ц-100 [55].
Достичь более высоких показателей работы установок каталитического крекинга № 601 и № 602 с использованием катализатора Ц-100 в сравнении с Ц-10 стало также возможным вследствие оптимизации режима эксплуатации регенератора: по увеличению расхода воздуха и температуры по зонам регенератора. Это также позволило частично увеличить кратность циркуляции катализатора в реакторно-регенераторном блоке, улучшить степень регенерации катализатора и высвободить 6 рядов змеевиков из водяной системы для утилизации избыточного количества водяного пара в котле-утилизаторе.
С целью возможности использования существующего аппаратурного оформления установок каталитического крекинга № 601 и № 602 и катализатора Ц-100 для переработки более утяжеленного вакуумного газойля (конец кипения 520С, содержание фракций, выкипающих до 360С, не более 5-Ю %) при максимально возможном увеличении производительности в январе 2003 г. был проведен опытно-промышленный пробег, который показал следующее.
В результате перевода установок № 601 и № 602 с производительности с 37,5 т/ч до 40,0 т/ч (увеличение производительности на 11 %) в течение одной недели их работы было установлено снижение выхода бензина на 2-3 мае. % и легкого газойля на 2-3 % и октанового числа бензина на 0,9 пункта. Также при этом было отмечено, что вовлечение даже небольшого количества негидроочи-щенного вакуумного газойля в гидроочищенное сырье каталитического крекинга приводит к резкому возрастанию коксовой нагрузки на регенератор и необходимости при этом включения 7 холодильников-конденсаторов из 10 имеющихся в регенераторе (в холодный период года в работе находится 3-4 холодильника-конденсатора). Также при данных промышленных испытаниях установлено увеличение дезактивированного (оплавленного) катализатора, повышенный вынос воды с нестабильным бензином и конденсата с жирным газом из газосепаратора, снижение активности катализатора с 52-54 мае. % по бензину до 48-49 мае. %.
Ввиду отмеченных выше недостатков дальнейшие промышленные испытания были остановлены и было необходимым провести оптимизацию процесса каталитического крекинга с использованием существующего катализатора Ц-100 на стендовой лабораторной установке с целью разработки исходных данных для модернизации технологии и аппаратурного оформления процесса каталитического крекинга с использованием в качестве сырья тяжелого вакуумного газойля с к.к. 520С. Потребность в увеличении глубины переработки нефти вызывает необходимость как во введении в эксплуатацию новых установок каталитического крекинга, так и в модернизации, повышении эффективности работы действующих установок, в т.ч. установок с движущимся слоем шарикового катализатора типа 43-102. Одним из важнейших направлений развития ОАО "Салаватнефтеоргсин-тез" является увеличение производительности и повышение эффективности работы установок каталитического крекинга № 601 и № 602 типа 43-102. Для реализации поставленной задачи разработаны следующие технические требования к модернизации процесса каталитического крекинга: 1.Увеличение производительности одной установки по сырью с 38 т/ч до 50-55 т/ч. 2.Использовать в качестве сырья крекинга вакуумный газойль с более высоким концом кипения (от 500 до 560 С) при одновременном снижении содержания фракции, выкипающей до 360 С (с 20 % до 10 %). Модернизация установок № 601 и № 602, направленная на увеличение производительности в 1,5 раза с одновременным изменением фракционного состава сырья крекинга в сторону его утяжеления, позволит существенно углубить переработку нефти в моторные виды топлив. Определяющим фактором, влияющим на эффективную работу процесса каталитического крекинга, является оптимальное сочетание конструкции аппаратов реакторно-регенераторного блока, характеристики используемого сырья и свойств применяемого катализатора. Имеющийся опыт промышленной эксплуатации процесса каталитического крекинга позволяют отметить, что увеличение производительности установки в 1,5 раза и использование более утяжеленного сырья крекинга потребует повышения кратности циркуляции катализатора при одновременной более высокой скорости его регенерации от кокса или при более низкой способности к коксообразованию. Учитывая вышеизложенное, применяемый катализатор должен иметь более высокую активность, насыпную массу не менее 750-800 кг/м3, такой же или более низкий механический износ при более высокой скорости циркуляции. Это ставит задачу по реконструкции реакторно-регенераторного блока.
Таким образом, для увеличения производительности и повышения эффективности процесса каталитического крекинга на действующих установках необходимым является определение оптимального технологического режима процесса крекинга на более тяжелом вакуумном газойле с применением существующего катализатора Ц-100 с целью возможного его использования или с учетом особенностей аппаратурного оформления реакторно-регенераторного блока разработать требования к его реконструкции и показателям качества катализатора.
Сравнение процесса крекинга тяжелого вакуумного газойля на катализаторах Ц-100 и Ц-600
Также из полученных экспериментальных данных видно, что при одних и тех же объемной скорости подачи тяжелого вакуумного газойля и отношении катализатор: сырье повышение температуры крекинга с 450 до 500 С приводит к снижению выхода дизельной фракции и к увеличению выходов газа и кокса, а выход бензиновой фракции максимален при температуре крекинга равной 470 С. Так, например, повышение температуры процесса крекинга с 450 до 500 С приводит: при объемной скорости подачи сырья 0,75 ч 1 и отношении катализатор: сырье 2,2 к снижению выхода дизельной фракции с 22,4 до 16,7 мае. % и к увеличению выходов газа и кокса с 11,9 до 20,7 мае. % и 2,9 до 4,1 мае. % соответственно; при объемной скорости подачи сырья равной 1,5 ч"1 и том же отношении катализатор: сырье к снижению выхода дизельной фракции с 23,0 до 17,0 мае. % и возрастанию выходов газа с 10,2 до 18,7 мае. % и кокса с 2,5 до 3,3 мае. %; при объемной скорости подачи газойля равной 3,0 ч"1 к уменьшению выхода дизельной фракции с 16,3 до 11,4 мае. % и увеличению выходов газа с 5,3 до 13,9 мае. % и кокса с 1,9 до 2,5 мае. %.
Из вышепредставленного анализа следует, что в изученном диапазоне и шаге изменения температуры процесса крекинга и скорости подачи сырья максимальный выход бензиновой фракции, как целевого продукта процесса, наблюдается при температуре крекинга 470 С и объемных скоростях подачи газойля 1,25-1,5 ч 1. Поэтому представлял практический интерес выявления границ оптимального температурного режима процесса крекинга тяжелого вакуумного газойля при использовании катализатора Ц-100. С этой целью были проведены исследования процесса крекинга газойля при температурах 460 и 480 С, отношении катализатор: сырье 2,2 и объемной скорости подачи сырья 1,5 ч"1. Как видно из экспериментальных данных (таблица 3.2.3.1. п.п. 29 и 30), осуществление процесса крекинга при данных условиях не приводит к более высокому выходу бензиновой фракции: выход бензина составляет 45,7-45,8 мае. %, а при температуре крекинга 470 С - 46,2-46,4 мае. %.
Как видно из экспериментальных данных, представленных в таблице 3.2.3.1. (п.п. 9 и 11), увеличение объемной скорости подачи сырья в 1,5 раза (уменьшение времени контакта сырья с катализатором в 1,5 раза) при сохранении кратности циркуляции 2,2 приводит к снижению выхода основных целевых продуктов крекинга: бензиновой фракции на 6,1 мае. % и дизельной фракции на 4,5 мае. %.
Таким образом, повышение производительности установки до заданных величин только путем увеличения объемной скорости подачи сырья будет связано со снижением выходов бензиновой и дизельной фракций, что не является приемлемым. Для достижения приблизительно таких же выходов бензиновой и дизельной фракции необходимо достичь на модернизированной установке крекинга такого же времени контакта сырья с катализатором как на действующей установке крекинга. Исходя из этого, предполагаемая кратность циркуляции катализатора должна быть на уровне значений 3,0-3,5 при объемных скоростях по-дачи сырья 2,2-2,5 м /(м -ч). Проведенные нами исследования процесса крекинга на стендовой лабораторной установке при данных условиях с использованием вакуумного негид-роочищенного газойля ОАО "Салаватнефтеоргсинтез" показали результаты, представленные в таблице 3.2.3.1. (п.п. 31 и 34). 1. При кратности циркуляции катализатора 3,0 и объемной скорости пода чи сырья 2,2 ч"1: выход бензиновой фракции (С5- 200 С) - 47,6 мае. %; выход дизельной фракции (200-350 С) - 19,9 мае. %; выход газа - 13,5 мае. %; выход кокса - 3,5 мае. %. 2. При кратности циркуляции катализатора 3,0 и объемной скорости пода чи сырья 2,5 ч"1: выход бензиновой фракции (С5- 200 С) - 46,6 мае. %; выход дизельной фракции (200-350 С) - 18,9 мае. %; выход газа - 13,2 мае. %; выход кокса - 3,3 мае. %. 3. При кратности циркуляции катализатора 3,5 и объемной скорости подачи сырья 2,5 ч"1: выход бензиновой фракции (С5- 200 С) - 47,1 мае. %; выход дизельной фракции (200-350 С) - 19,5 мае. %; выход газа - 13,4 мае. %; выход кокса - 3,5 мае. %. Таким образом, полученные данные указывают на возможность достижения даже более высокого выхода бензиновой фракции (46,6-47,6 мае. %) при использовании тяжелого вакуумного газойля. Однако при этом возрастает выход кокса с 2,7 до 3,3-3,5 мае. % и газа с 12,6 до 13,2-13,5 мае. %. Ввиду более высокого коксообразования на катализаторе Ц-100 и его более высокой кратности циркуляции при осуществлении процесса крекинга при использовании в качестве сырья тяжелого вакуумного газойля в найденных оптимальных технологических режимах необходимым является оценка регенерационных характеристик катализатора. Полученные данные позволят оценить необходимость увеличения числа зон окислительной регенерации в регенераторе и выдать рекомендации по технологическому режиму процесса регенерации катализатора Ц-100.
Исследование процесса окислительной регенерации катализатора Ц-100 от коксовых отложений при его использовании в крекинге тяжелого вакуумного газойля проводили по методике, изложенной в разделе 3.2.2.
Результаты исследований представлены в таблицах 3.2.4.1. и 3.2.4.2. В таблице 3.2.4.1. представлены результаты исследований процесса регенерации катализатора Ц-100 при существующих технологических режимах (температура крекинга 470С, объемная скорость 1,5 ч"1, отношение катализатор: сырье - кратность циркуляции (К) 2,2), а в таблице 3.2.4.2.- при оптимальных условиях проведения процесса крекинга тяжелого вакуумного газойля для получения наиболее высокого выхода бензиновой фракции - температура крекинга 470С, объемная скорость подачи сырья 2,2 ч 1, кратность циркуляции 3,0.
Начальная скорость регенерации характеризует процесс окисления коксовых отложений кислородом воздуха на внешней поверхности катализатора, средняя- процесс окисления кокса во внешнедиффузионной области (на поверхности крупных пор) и конечная скорость- процесс окисления во внутри-диффузионной области (на поверхности микропор). Анализируя полученные экспериментальные данные, представленные в таблицах 3.2.4.1. и 3.2.4.2., можно отметить следующие общие зависимости. С увеличением температуры процесса окислительной регенерации катализатора Ц-100 от коксовых отложений от 550 до 750С начальная, средняя и конечная скорость регенерации возрастают.
