Содержание к диссертации
Введение
1 Предпосылки создания нефтехимических производств 6
1.1 Предыстория возникновения нефтехимической промышленности 6
2 Становление нефтехимического комплекса АО «Уфаненфтехим» 16
2.1 Исторические этапы развития предприятия. 16
2.2 Опытно-исследовательская деятельность. 27
2.3 Реконструкция основных процессов завода . 29
2.3.1 Установка каталитического крекинга типа. 31
2.3.2 Освоение процессов гидрокрекинга средних дистиллятов. 32
2.3.3 Гидроочистка нефтепродуктов и. гидрогенизационные процессы 33
2.3.4 Интенсификация и повышение эффективности производства смазочных масел 35.
3 Исторический анализ производства синтетических жирных кислот - 37
3.1 Характеристика производства СЖК. 40
3.2 Механизм образования кислот при окислении парафиновых углеводородов. - 40
3.3 Совершенствование процесса окисления парафина . 44
3.4 Окисление парафина. 46
3.5 Приготовление марганцевых и натриевых мыл. 47
3.6 Совершенствование процессов омыления оксидата и отделения неомыляемых. 50
3.7 Установка омыления СЖК 53
3.8 Опыт эксплуатации установки разделения СЖК на отдельные фракции. 54
3.9 Установка дистилляции жирных кислот . 57
3.10 Утилизация отходов СЖК. 59
3.11 Освоение производства синтетических жирных спиртов прямым 61 гидрированием СЖК.
3.12 Влияние состава СЖК на свойства эфиров. 62
4 Анализ производства высших жирных спиртов . 67
4.1 Организация производства на АО «Уфанефтехим». 67
4.2 Особенности технологических установок и реконструкций производства ВЖС. - 70
4.3 Технико-экономический анализ закрытия производства. 86
5 Исторический анализ производства ароматических углеводородов 88.
5.1 Предыстория организации производства. 89
5.2 Особенности технологических установок и реконструкций производства ароматических углеводородов . - 92
5.2.1 Производство бензола, толуола на установке 35-6. 94
5.2.2 Производство ксилолов на установке 35 - 9/2. 97
5.3 Комплекс получения ароматических углеводородов (КПА). 98
5.4 Описание процесса и технологических схем КПА. 100
5.5 Организация производства углеводородных растворителей. 103
5.6 Технико-экономическая характеристика производства. 105
Выводы 108
Список литературы 11 о
Список сокращений 120
- Реконструкция основных процессов завода
- Совершенствование процесса окисления парафина
- Установка дистилляции жирных кислот
- Особенности технологических установок и реконструкций производства ароматических углеводородов
Введение к работе
Актуальность работы
Историко-научные исследования в различных отраслях экономики способствуют созданию общей картины развития промышленности, позволяют определить тенденции научно—технического прогресса и сделать прогнозы на будущее.
Нефтехимический комплекс Башкортостана является главным источником экономического и социального развития республики, по объему перерабатываемого сырья занимает первое место в Российской Федерации, производит половину нефтехимической промышленности продукции Уральского экономического региона и дает около 40% прибыли промышленности Республики Башкортостан.
Наличие развитой нефтеперерабатывающей и нефтехимической промышленности дает возможность республике поддерживать внешнеэкономические связи с двадцатью странами мира [40].
На АО «Уфанефтехим» внедрены уникальные нефтехимические процессы, которые в России являются единственными.
В связи с огромной долей нефтехимических производств АО «Уфанефтехим» в экономике Республики Башкортостан анализ исторических этапов становления нефтехимических производств, пути и перспективы их развития являются актуальной задачей. Цели: обобщение и систематизация данных о крупнейшем предприятии нефтехимии Башкортостана АО «Уфанефтехим», его основных нефтехимических процессах и производствах;
исследование этапов становления и развития следующих производств: высших жирных спиртов (ВЖС), ароматических углеводородов, синтетических жирных кислот (СЖК), входящих в АО «Уфанефтехим»;
выявление условий развития, роста и закономерностей эффективного функционирования вышеназванных производств.
Научная новизна. Впервые изучено становление нефтехимического комплекса АО «Уфанефтехим». Показаны основные этапы развития, проведен анализ технико-экономических показателей реконструкции и модернизации производств.
Впервые исследована организация, особенности развития крупнейшего в мире производства высших жирных спиртов.
На основании технико-экономической документации рассмотрены тенденции функционирования производства синтетических жирных кислот, роль опытно-конструкторской деятельности коллектива завода.
Исследованы история развития производства ароматических углеводородов, особенности реконструкций установок.
В диссертационной работе систематизирован опыт работы крупного нефтехимического предприятия Республики Башкортостан. Выводы и рекомендации, разработанные в диссертационной работе, используются при чтении курса лекций в Государственном образовательном учреждении Уфимском нефтяном техникуме по дисциплинам: «Процессы и аппараты технологических производств»; «Технология переработки нефти и газа»; «Организация и технология отрасли»; «Охрана труда на нефтеперерабатывающих заводах».
Диссертация состоит из пяти глав, выводов и списка литературы, изложена на ста двадцати страницах машинописного текста, включая 7 таблиц, 31 рисунок, список литературы из ста двадцати четырех наименований.
Выражаю благодарность научному консультанту - доценту Уфимского государственного нефтяного технического университета кафедры «Безопасность производства и прикладной экологии» Шаховой Ф.А. за помощь в работе над диссертацией.
Реконструкция основных процессов завода
В содружестве с проектными институтами, научно - исследовательскими организациями и проектно - конструкторскими отделами на заводе разработан ряд проектов реконструкции технологических установок и объектов общезаводского хозяйства. В 1958 г. на установке ЭЛОУ - 1 термохимическая ступень обессоли-вания была заменена на электрическую, что позволило улучшить подготовку нефти и поднять производительность на 20% [19]. В1959 г. по разработанной технологии опытно - исследовательского цеха была получена первая партия неиногенного деэмульгатора ЧНПЗ - 59 (Черниковский НПЗ). Общая степень обессоливания достигла 98,5%. С 1963 г. на установках ЭЛОУ стали применять только неиногенные деэмульгаоры. В 1975 г. вступила в эксплуатацию первая электрообессоливающая установка, расположенная непосредственно на АВТ топливного профиля, что позволило повысить производительность труда и снизить теплоэнергетические затраты. Все установки АВТ были реконструированы, в результате производительность их возросла на 150 - 180% по - сравнению с проектной. В период реконструктивных работ на установках АВТ проведены следующие мероприятия: - осуществлено «прямое питание» обессоленной нефтью с электро-обессоливающих установок всех установок АВТ; - усовершенствована схема утилизации тепла горячих нефтепродуктов; - заменены погружные конденсаторы - холодильники на конденсаторы воздушного охлаждения; - повышена тепловая мощность печей за счет дополнительной экранизации камеры конвекции и потолочных экранов; - усовершенствован блок ректификационных колонн, за счет реконструкции тарелок; - поверхность конденсаторов и кипятильников увеличена вдвое.
Таким образом, благодаря осуществлению ряда мероприятий достиг нуты следующие показатели: - увеличена мощность установок АВТ масляного профиля в 1,8 раза, установок АВТ топливного профиля в 1,5 раза; - повышена четкость разделения бензиновых и масляных фракций; - увеличен отбор вакуумных дистиллятов на 1,5 - 4,0%; - сокращено потребление энергетических ресурсов; - первая установка термического крекинга ТК - 2 была переведена на AT (атмосферная трубчатка) в 1971 г.; были внесены некоторые изменения, которые позволили увеличить производительность в 1,5 раза [19]. Установка каталитического крекинга 1 - А/1 - М была впервые с Советском Союзе построена на Черниковском НПЗ по проекту ГипроАзнефть в 1963 г. Двухлетний опыт показал, что при работе по проектной схеме установка способна перерабатывать лишь облегченный вакуумный газойль с плотностью не менее, чем 0,890 г/см3. Был проведен ряд реконструкций, что позволило эксплуатировать установку на проектной производительности, увеличить отбор бензина до 28 -28,5%, головки стабилизации до 7,6%, компонента дизельного топлива до 39%о. В 1970 г. впервые в Советском Союзе на установке каталитического крекинга с пылевидным катализатором (совместно с БашНИИНП) проводился промышленный пробег по переработке гидроочищенного вакуумного газойля. Установка работала на проектной мощности.
Содержание серы в гид-роочищенном газойле поддерживалось 0,35 - 0,75% вес. Коксуемость и содержание сернокислотных смол снизилось примерно в два раза, а металлов в 3 раза. При крекировании гидроочищенного вакуумного газойля основные показатели процесса изменились: - увеличились выход бензина с 24 - 25 до 27%; выход легкого газойля с 45 до 55%, октановое число на 1 - 2 пункта; - снизились выход тяжелого газойля в 4 раза (составил 2,5% на сырье); выход кокса с 4 до 3%; содержание серы в бензине с 0,5 до 0,1; серы в легком газойле с 2 - 2,5 до 0,5%; сероводорода в жирном газе с 12 до 3%. На основании полученных результатов, улучшились технико - экономические показатели, в том числе увеличился выход бензина до 36 - 40%. С целью дальнейшего совершенствования технологии и оборудования начиная с 1973 г. на установке 1А/1М проводились реконструктивные работы. Реконструкция установки в период капитальных ремонтов 1973 - 1976 г.г. позволила достигнуть проектной годовой мощности, увеличить отбор стабильного бензина, головки стабилизации. Число дней работы установки в году увеличилось 290 до 303 - 309, производительность установки составила 109% от проектной. В 1976 - 1980 г.г. увеличивается производительность установки 1 -А/1 - М на 30 - 60% по сырью, а также выход головки стабилизации и бензина до 10 и 36 - 40% за счет следующих мероприятий: - перевод установки с молотого на микросферический катализатор; - смонтировано новое реакционное устройство на первой ступени крекинга, проведена модернизация циклонов и отпарной секции реактора; - секционирован провальными решетками регенератор, заменены циклоны и смонтирован котел - утилизатор для дымовых газов и другие мероприятия [19]. В 1974 г. впервые в Советском Союзе была построена крупнотоннажная установка гидрокрекинга фирмы «Жекса» в комплекте в установкой производства водорода фирмы «Лурги». Согласно проекту установка гидрокрекинга предназначена для переработки вакуумного газойля Арланской нефти или смеси вакуумного газойля и тяжелого газойля коксования с получением
Совершенствование процесса окисления парафина
С целью увеличения мощности производства СЖК, улучшения качества продукции, уменьшения выбросов в окружающую среду, совершенствования систем управления процессами в разные годы в несколько этапов проводились реконструкции установок. Одним из основных процессов производства СЖК является процесс окисления парафина. От процесса окисления и качества окисленного парафина во многом зависит качество получаемых продуктов. Обычно в промышленных условиях процесс окисления проводится в присутствии Мп - Na (К) катализатора при переменном температурном режиме 120 - 105С, при расходе воздуха 60 м3/ч на 1 т сырья периодическим методом. С целью совершенствования процесса окисления парафиновых углеводородов, позволяющих улучшить качество оксидата подбирали эффективные катализаторы, которые дают возможность проводить процесс при более низких температурах, стабилизируют образование промежуточных продуктов и ускоряют их превращение в монокарбоновые кислоты. Наиболее полно этим условиям отвечает гомогенный катализатор - Мп - Na (К) - соли СЖК [26-30]. На АО «Уфанефтехим» были разработаны схема и технология получения Мп - Na (К) - солей СЖК. Для улучшения точности дозировки катализатор готовится в виде двух компонентов - марганцевого мыла и водного раствора, натровых мыл [26]. В качестве исходного сырья для получения компонентов катализатора используется 25%-ный раствор сульфата марганца, 40%-ный раствор NaOH и фракция СЖК С5 - Сю Разработанная и внедренная технология получения катализатора на АО «Уфанефтехим» обеспечивает достаточно высокую степень использования марганца. При применении в качестве компонентов катализатора Мп и Na - солей СЖК исключает шламообразование, окисление проходит без индукционного периода, т.е. не требуются температурные «толчки» в начале окисления. Проведены исследования по подбору оптимальных концентраций компонентов катализатора и температуры окисления. Установлено, что минимальная концентрация марганца в окисляемой смеси, позволяющей вести процесс с достаточной скоростью и относительно высокой селективностью, 0,05% вес, т.е. мольное соотношение ионов Мп : Na = 1:2 - 3.
Оптимальная температура -110С. Учитывая промышленные условия дозировки компонентов катализатора, были установлены нормы подачи компонентов катализатора в окисляемую смесь из расчета 0,07% Мп и 0,05% Na. Были разработаны и внедрены технология и схема удаления мыл из возвратного парафина [26], заключающиеся в промывке нейтральных кислородсодержащих соединений паровым конденсатом. Внедрение данной схемы позволило исключить произвольное попадание щелочного иона в окисляемую смесь, стабилизировать продолжительность окисления в колоннах и увеличить производительность установки, сократить расход катализатора. Качество оксидата до и после внедрения описанных мероприятий (усредненные данные) даны в таблице 5. были проведены следующие мероприятия: монтаж новых шламоотделителеи и реконструкция старых под окислительные колонны (периодическое окисление); монтаж третьей воздуходувки; монтаж дополнительного смесителя для приготовления смеси для окисления; монтаж узла приготовления гомогенного катализатора окисления; монтаж схемы промывки неомыляемых; монтаж печей для обезвреживания отработанного воздуха и аспирационных газов. Окисление парафина производится с целью превращения парафиновых углеводородов в жирные кислоты при взаимодействии с кислородом воздуха. Схема установки окисления парафина представлена на рисунке 3.
Смесь парафина с катализатором из емкости Е8 насосом HI загружается в окислительную колонну К1 [22]. Процесс окисления ведется в течение 15-20 часов и прекращается при достижении кислотного числа оксидата 63-78 мг КОН/г. Начальная температура окисления составляет 115-120 С. После начала реакции температура постепенно снижается на 1-2С в час до 105 С при переменном температурном режиме или сразу до 110 С при постоянном температурном режиме. Промывка окисленного парафина водой производится для удаления шлама (солей марганца) и водорастворимых низкомолекулярных жирных кислот. Из окислительной колонны К1 окисленный парафин с температурой не выше 95С насосом Н7 закачивается в нижнюю часть емкостей - шламоот-стойников Е9. Одновременно в шламоотстойники насосом Н6 подается вода из Е11 с температурой 80 - 90С. Освобожденный от шлама окисленный парафин по переточным линиям поступает на прием насоса Н5 и закачивается в промывную колонну К2. Колонна К2 заполнена двухметровым слоем колец Рашига.
Окисленный парафин поступает в нижнюю часть колонны К2, одновременно в верхнюю часть колонны насосом Н6 из емкости Е11 подается вода на промывку. Промытый окисленный парафин из верхней части колонны К2 поступает в емкость для отстоя оксидата от воды ЕЮ. После отстоя от воды окси-дат самотеком направляется на установку омыления. Основным недостатком этой схемы является то, что процесс протекает при высоких температурах, примерно 110С, при которых снижается качество оксидата, ускоряется распад промежуточных продуктов, способствующих образованию побочных веществ. Марганцевые мыла готовятся в мешалках Ml (рисунок 3). Для приготовления марганцевых мыл используется водный раствор сульфата марганца, водный раствор едкого натра, синтетические жирные кислоты фракции С5-С9 [22]. В результате реакции сульфат марганца переходит в гидратную форму с образованием белого осадка Мп(ОН) по реакции: К получаемой реакционной массе добавляется расчетное (с избытком в 100 л на 10 загрузок) количество кислот С5-С9. Избыток кислот в 100л дается для более полного проведения реакции между гидроокисью марганца Мп(ОН)2 и кислотами С5-С9 и для получения транспортабельных марганцевых мыл. Продукты перемешиваются до полного растворения марганца в кислотах: После растворения гидратной формы массу подвергают отстою, для чего останавливают мешалку. Продолжительность отстоя - 1,5-2 часа.
Установка дистилляции жирных кислот
Принципиальная технологическая схема установки дистилляции жирных кислот представлена на рисунке 7. Синтетические жирные кислоты, после установки омыления, представляют собой смесь гомологов нормальных монокарбоновых кислот с числом атомов углерода от 4 до 27-28 (60-70%), монокарбоновых кислот изостроения (15-25%), дикарбоновых кислот (4-5%) и небольшого количества непредельных кислот, кето- и оксикислот и неомы-ляемых веществ. Компоненты, входящие в состав смеси, различаются по температуре плавления, температуре кипения, растворимости в различных растворителях, способности адсорбироваться и др. Использование этих свойств положено в основу способа разделения сырых кислот на более или менее узкие фракции [25]. Для разделения смеси сырых синтетических жирных кислот на АО «Уфанефтехим» используют процесс дистилляции. Примерный технологический режим установки ДЖК представлен в таблице 4. Сырьем установки ДЖК являются синтетические жирные кислоты, получаемые на установке омыления. Установка ДЖК состоит из двух параллельных потоков (рисунок 7). Кубовый остаток СЖК после выделения товарных фракций кислот дистилляцией и ректификацией является отходом производства. Кубовый остаток, количество которого достигает до 30% в зависимости от состава сырья, содержит высококипящие фракции жирных кислот и различные кислородсодержащие и смолистые вещества. На основе кубового остатка разработано получение различных продуктов, таких как, деэмульгаторы, ингибиторы коррозии, присадки к битумам и литейным крепителям. К 1977 г. кубовый остаток использовался, в основном, для производства литейного крепителя.
Кубовому остатку в качестве сырья для производства литейного крепителя предъявляются определенные требования как по составу, так и по качественным показателям. Для производства литейного крепителя УСК - 1, разработанного на заводе [30], кислотное число не должно превышать 70 мг КОН/г. Указанный показатель достигался путем отгонки легких фракций кубового остатка под вакуумом и при температуре до 300С. При эт.ом кубовый остаток обогащался полимерными и смолистыми веществами [31]. Более глубокое изучение качественных показателей кубового остатка и литейного крепителя показало, что важным показателем, характеризующим содержание полимерных и смолистых веществ в кубовом остатке, является его вязкость. Для получения качественного крепителя в составе кубового остатка должно быть достаточное количество полимерных соединений. Накопление таких соединений может быть достигнуто за счет полимеризации, поликонденсации составляющих кубового остатка. На основании литературных данных [37] был выбран метод поликонденсации в присутствии кислорода, который позволяет совмещать процесс окисления с процессом накопления полимерных соединений в кубовом остатке. Лабораторные исследования показали, что при пропускании через слой кубового остатка воздуха при температуре 130С по мере увеличения продолжительности процесса возрастает вязкость кубового остатка. При этом происходит окисление неомыляемых веществ с образованием кислых и полимерных продуктов. На основании исследований была разработана и смонтирована схема для проведения поликонденсации кубового остатка в токе воздуха в промышленных условиях. Как показал промышленный опыт на АО «Уфанефтехим», при поддержании кинематической вязкости кубового остатка при 100С в пределах 200-300 сСт качество получаемого литейного крепителя отвечает предъявленным требованиям.
Для облегчения эксплуатации и совершенствования технологии в дальнейшем была смонтирована схема непрерывной поликонденсации кубового остатка в токе воздуха. В настоящее время кубовый остаток в количестве 10-15% на сырье, за исключением кислот, полностью используется для производства литейного крепителя. Кроме того, на установке ДЖК были проведены следующие мероприятия: монтаж новых котлов теплоносителя увеличенной мощности; монтаж дополнительных, более мощных эжекторов; замена ректификационных колонн из нержавеющей стали на титановые; замена теплообменников и кипятильников увеличенной поверхностью из титана.
Особенности технологических установок и реконструкций производства ароматических углеводородов
С 1964 г. получение бензола, толуола и ксилолов велось на отдельных установках (рисунок 20), а в 1982 г. был построен более современный и совершенный комплекс получения ароматических углеводородов (рисунок 21). Первоначально производство ароматических углеводородов осуществлялось по следующей схеме (рисунок 20). Бензин установок АВТ перегоняется на узкие фракции: н.к. - 62С, 62 - 85С, 105 - 140С, 140 - к.к.. Смесь фракций 62 - 85С и 85 - 105С направляются на блок каталитического риформинга установки 35 - 6, а фр. 105 -140С - на установку 35/11 - 300. Выделяемый при риформинге водородсодержащий газ поступает на установки гидроочистки дизельного топлива, а сжиженные газы являются сырьем установок газоразделения. Стабильный ароматизированный катализат подвергается экстракционному разделению на установке 35 - 6 (с получением бензольно - толуоль-ного экстракта) и на установке 35 - 9 (с получением толуольно - ксилольного экстракта). В качестве растворителя процесса экстракции используется ди-этиленгликоль (ДЭГ). Выделенные из катализатов ароматические углеводороды разделяются методом ректификации с получением бензола, толуола и смеси ксилолов. Смесь ксилолов и этилбензола последовательно перерабатывается на установке четкой ректификации 35 - 15 - 2 А, где выделяется орто- ксилол, и установке 35 - 15 - 3 с получением пара- ксилола методом низкотемпературной кристаллизации. Рафинаты блока экстракции установки 35-6 подвергаются дополнительной переработке с целью получения растворителя полиэтиленового производства. Согласно исследованиям НИИНефтехима [57] одним из главных факторов производства ароматических углеводородов является состав исходного сырья. Нефтеперерабатывающие заводы восточных районов спроектированы на переработку нефтей типа туймазинской, однако, в результате открытия и интенсивной разработки Арланского месторождения, заводы были переведены на преимущественную переработку арланских и тюменских нефтей, что изменило количественную и качественную характеристику потоков производства ароматических углеводородов.
Потенциальное содержание узких фракций в бензине из арланской на 30% и из тюменской на 20% выше, чем из запроектированной для переработки туймазинской нефти, кроме того, приблизительно в таких же пределах снизился отбор бензинов на соответствующую нефть [122]. Заметно отличается и качество узких бензиновых фракций по содержанию нафтеновых и ароматических углеводородов, что в свою очередь влияет на выход ароматических углеводородов при каталитическом рифор-мировании. Таким образом, в результате перевода завода на переработку арлан-ских и тюменских нефтей, а также из-за несовершенства отдельных стадий производства ароматических углеводородов установки оказались недогруженными по сырью, что привело к значительному отклонению объема производства ароматических углеводородов от величин, предусмотренных проектом [122]. В дальнейшем были проведены соответствующие реконструкции установок. Проектом установки 35-6 предусматривалась переработка на ней пря-могонной фракции 62-105С с получением товарных продуктов бензола и толуола. К 1965 г. была достигнута проектная производительность по переработке сырья, но блок экстракции работал неудовлетворительно. Качество бензола и толуола было низким и соответствовало третьему сорту из-за низкой растворяющей способности растворителя, который являлся отходом порохового производства [57]. Переработка целевой фракции с повышенным содержанием нафтеновых и ароматических углеводородов на установке 35-6 позволила значительно увеличить выпуск бензола и толуола, а также отбор их от сырья до 5,6 и 11% соответственно (рисунке 22).
В 1969 г. установка 35-6 была реконструирована, растворитель заменен на диэтиленгликоль (ДЭГ). В период реконструкции блок ректификации не останавливали, здесь продолжали выпускать бензин А - 72. После реконструкции установки и замены растворителя на ДЭГ на блоке ректификации высвободилось несколько колонн, которые были переобвязаны на получение различных растворителей из рафинатов. За период с 1970 по 1976 гг. был освоен выпуск растворителя полиэтилена, бензина «Галоша», экстракционного бензина и растворителя для лесотехнической промышленности. После освоения новой схемы выработка бензола и толуола на установке почти удвоилась, а отбор их вырос в полтора раза. Оба продукта получили государственный Знак качества одними из первых на заводе и в СССР [19]. Через несколько лет эксплуатации установки в реакторах после окислительной регенерации катализатора стали наблюдаться повышенные перепады давлений, что приводило к разрыву защитной облицовки и аварийным остановкам. Было установлено, что обработка системы реакторного блока водо-родсодержащим газом после окислительной регенерации исключает перепад давления.
Значение величины перепада давления в реакторах зависит от времени обработки системы и температуры печных змеевиков. ВНИИнефтехим разработал более эффективную модификацию Al - Pt катализатора АЛ - 64, применение которого позволило повысить содержание ароматических углеводородов в стабильном катализате и их отбор от сырья. В связи с применением катализатора АП - 64 назрела необходимость реконструкции реакторного блока с монтажом двух колонн, цеолитовой осушки циркулирующего газа, установки вертикально - цилиндрической печи для регенерации цеолитов и другого оборудования. Силами опытно — исследовательского цеха, производственно - конструкторского отдела завода были проведены расчеты, разработаны чертежи по обвязке колонн К - 1, К -2 [58]. Из - за малого содержания бензольной фракции в сырье установки 35 - 6 в 1974 г. была внедрена схема подачи рефлюкса с установки 35 - 5 на установку четкой ректификации бензинов для выделения бензольной фракции. Использование сырья, обогащенного бензольной фракцией позволило значительно увеличить выработку бензола на установке 35 - 6 [19]. По рекомендациям ВНИИнефтехима растворитель ДЭГ был заменен на триэтиленгликоль в 1975 г., что позволило значительно сократить расход электроэнергии и сохранить качество товарной продукции, а также повысить ее отбор от сырья. Выработка растворителей в определенной мере решает проблему утилизации низкооктановых рафинатов. В 1977 г. были разработаны мероприятия по использованию более селективных полиметаллических катализаторов типа КР. Так как при работе на катализаторе АП - 64 превращение метил-циклопентана в бензол не превышает 50%, а на катализаторе КР - 104 увеличивается до 70%, то превращение циклогексана в бензол происходит полностью. Внедрение этих мероприятий и использование полиметаллических катализаторов позволил увеличить отбор бензола на 2 - 3% вес.
