Содержание к диссертации
Введение
Глава 1. Каталитический крекинг- базовый процесс нефтеперерабатываю щих заводов 6
1.1. Введение 6
1.2. Технологические основы процесса каталитического крекинга 10
2. Глава 2. Существующие технологии и оборудование процесса каталитического крекинга в ОАО "Салаватнефтеоргсинтез" 39
2.1. Технология и аппаратурное оформление процесса 40
2.2. Реакторно-регенераторный блок установки каталитического крекинга 45
2.3. Опыт эксплуатации процесса и установки каталитического крекинга 57
3. Глава 3. Технологическое обоснование модернизации процесса каталитического крекинга 74
3.1. Основные цели модернизации процесса каталитического крекинга 14
3.2. Исследование процесса крекинга на катализаторе Ц-100 при перспективных условиях 76
3.2.1. Методики исследования катализатора Ц-100 в процессе крекинга 17
3.2.2. Методика исследования регенерационных характеристик катализатора 82
3.2.3. Определение оптимальных условий процесса крекинга тяжелого вакуумного газойля на катализаторе Ц-100 8 ^
3.2.4. Регенерационные характеристики катализатора Ц-100 101
3.3. Основные направления модернизации процесса каталитического крекинга 109
Глава 4. Модернизация процесса каталитического крекинга в ОАО "Салаватнефтеоргсинтез" 112
4.1. Оптимизация процесса крекинга при использовании катализатора Ц-600 11^
4.2. Сравнение процесса крекинга тяжелого вакуумного газойля на катализаторах Ц-100 и Ц-600 12 7
4.3. Совершенствование реакторно-регенераторного блока установок крекинга № 601 и №602 типа 43-102 137
Заключение и выводы 141
Список литературы
- Технологические основы процесса каталитического крекинга
- Реакторно-регенераторный блок установки каталитического крекинга
- Исследование процесса крекинга на катализаторе Ц-100 при перспективных условиях
- 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].
Важнейшим направлением развития российской нефтепереработки на ближайшую и среднесрочную перспективу остается деструктивное углубление переработки вакуумных дистиллятов с концом кипения 550-590 Сив 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.
Технологические основы процесса каталитического крекинга
Целевым назначением процесса каталитического крекинга является получение высокооктанового компонента автобензина с октановым числом по ис- , " следовательскому методу свыше 95, а также компонента дизельного топлива, которое, хотя и уступает по качеству прямогонному газойлю, может быть использовано как компонент товарного продукта.
При каталитическом крекинге образуется значительное количество газа, богатого пропан-пропиленовой и бутан-бутиленовой фракциями (что позволяет использовать их для производства различных высокооктановых эфиров, алки-латов и других ценных компонентов моторного топлива) [1,13,14].
В процессе каталитического крекинга протекает большое число различных реакций, среди которых определяющее влияние на результаты процесса оказывают реакции разрыва углерод - углеродной связи, перераспределения водорода, ароматизации, изомеризации, разрыва и перегруппировки углеводородных колец, циклизации, конденсации, дегидрирования, полимеризации олефинов, перемещения двойной связи и перестройки углеродного скелета олефинов [1,13,14].
Проведение процесса крекинга в оптимальных условиях заключается в (р) обеспечении максимального протекания желательных реакций для получения максимального выхода целевых продуктов с более высокими показателями качества. В практической реализации процесса каталитического крекинга опреде ляющую роль играют три фактора: 1. сырье (фракционный и химический состав), в том числе наличие предва рительной гидроочистки; 2. катализатор; 3. технология процесса в сочетании с определением конструкции и компоновкой реакторно-регенераторного блока.
Для проведення процесса каталитического крекинга в оптимальных усло виях необходимо с учетом аппаратурного оформления четко знать влияние тех нологических параметров на процесс, их взаимосвязь.
Обычно к оперативным условиям проведения процесса крекинга относят массовую скорость подачи сырья, массовое отношение катализатор: сырье, температуру крекинга и парциальное давление паров сырья.
Рассмотрим влияние данных условий процесса крекинга на его показатели. Массовая скорость подачи сырья. Увеличение скорости подачи сырья уменьшает время контакта сырья с катализатором, т.е. крекинг-процесса, и тем самым снижает глубину превращения сырья. Влияние времени контакта сырья и катализатора существенно зависит от аппаратурного способа создания этого контакта и типа применяемого катализатора. Уменьшение скорости подачи сырья увеличивает время крекинг-процесса, и тем самым повышает глубину превращения сырья; при этом возрастают выходы легких продуктов (газа и бензина) и кокса [13-16]. Таким образом, для различного типа установок каталитического крекинга и используемого катализатора и сырья должны быть подобраны оптимальные гидродинамические условия протекания процесса.
Так, например, в реакторах с плотным кипящим слоем весовая скорость ;) подачи сырья изменяется от 0,5 до 2,5 ч"1, а при низкой скорости подачи сырья (0,5-1,0 ч"1) перерабатывают сырье легкого фракционного состава и также сырье, содержащее много алкенов и ароматических углеводородов [15].
В тоже время применение лифт-реакторов и высокоактивных цеолитсо-держащих катализаторов, требующих значительно меньшего времени контакта с сырьем для получения высокого выхода бензина и особенно повышения его октанового числа, позволило существенно увеличить скорость подачи сырья. Весовая скорость подачи сырья в лифт-реакторах обычно составляет 50—70 ч , в отдельных установках достигает 200 ч"1. Время контакта катализатора с сырьем в лифт-реакторе снижается до 1-8 секунд против 180-190 секунд в реакторе с кипящим слоем [13-15].
Массовая кратность циркуляции катализатора. Существенное значение имеет кратность циркуляции катализатора, являющегося одновременно теплоносителем, вносящим в зону реакции основную часть тепла, необходимого для нагрева сырья до температуры крекинга и компенсации эндотермического эффекта процесса. Изменяя кратность циркуляции катализатора, можно регулировать температуру в реакторе, длительность пребывания катализатора в реактор-но-регенераторном блоке, величину закоксованности катализатора в реакторе и регенераторе и, наоборот, задаваясь этими величинами, можно определять необходимую величину кратности катализатора.
При использовании цеолитсодержащих катализаторов кратность циркуляции катализатора в промышленной практике составляет от 4:1 до 14:1 [15].
По характеру влияния рост кратности циркуляции катализатора аналогичен снижению массовой скорости подачи сырья. Исключение составляет выход кокса на сырье, который при заданной конверсии сырья возрастает почти пропорционально кратности циркуляции катализатора.
Увеличение кратности циркуляции повышает глубину превращения и выходы кокса и газа. В тоже время выходы бензина и дизельного топлива проходит через максимум вследствие генерирования вторичных реакций процесса. С увеличением кратности циркуляции катализатора содержание кокса на нём уменьшается, но выход кокса в расчете на сырье возрастает.
Реакторно-регенераторный блок установки каталитического крекинга
Катализатор из нижней части сепаратора Р-4а по наклонному катализато ропроводу (угол 30) за счёт собственного веса ссыпается в бункер реактора Р-1а, другая часть катализатора (в количестве 10-12 % циркулирующего ката лизатора) поступает в систему вторичной сепарации Р-9.
Байпас системы Р-9 обеспечивает равномерное движение катализатора. Часть катализатора из системы ссыпается через расширитель. В нижнюю часть расширителя подаётся горячий воздух из П-1. Крошка и катализаторная ме лочь подхватываются горячим воздухом и выдуваются в Р-9, где происходит сепарация воздухом через мультициклоны. Воздух из Р-9 выбрасывается в ат мосферу, катализаторная крошка и мелочь поступает в Е-9, откуда вывозится в отвал. Очищенный катализатор из системы вторичной сепарации поступает в до-зёр Р-ба.
Уровень катализатора в бункере Р-1а реактора Р-1 (см. рисунок 2.2.2) поддерживается в пределах 1,2-1,8 метра пустоты. В случае опорожнения Р-1 а может произойти прорыв паров нефтепродуктов из реакционной зоны через на-, х\ " порный стояк и загорание в бункере. Для предотвращения прорыва паров на Р-1а установлен уровнемер сыпучих тел.
Уровень катализатора в бункере Р-1 а поддерживается прибором автоматически и связан с загрузкой дозёра Р-ба. Клапан прибора установлен на линии вторичного воздуха перед дозёром Р-ба.
Р-1 а представляет собой воронку объёмом 20 м3. Бункер Р-1 а соединяется строго вертикальным стояком через промежуточную ёмкость Р-1 б. Диаметр на порного стояка 300 мм. Ниже бункера в напорный стояк устанавливается шнек, который с помощью штанги соединяется с приводом (счётчик циркуляции ка тализатора). При свободном движении катализатора вертикально вниз шнек вращается (один оборот равен 80 л). При нормальной работе количество оборо тов равно 24 (примерно 70-75 тонн катализатора в час). Ниже бункера Р-1а имеется фонарь - устройство для инжекции с помощью острого, пара фильтрующихся нефтяных паров. Р-16 — буферная ёмкость предназначена для хранения катализатора при остановке установки на ремонт. Из бункера Р-1а по напорному стояку катализатор поступает через верхнее распределительное устройство в реакционную зону реактора Р-1. Р-1 (см. рисунок 2.2.3) представляет собой аппарат цилиндрической формы со сферическими днищами диаметром 3900 мм и высотой 10180 м.
Катализатор по напорному стояку поступает в Р-1 через узел ввода ("головку") сырья в реакционную зону. Узел ввода сырья устанавливается в конус напорного стояка. Между наружным корпусом "головки" и конусом имеется зазор 32-35 мм по диаметру, по которому постоянно без отрыва сплошным потоком катализатор поступает в реакционную зону Р-1, обеспечивая 16 об/мин циркуляцию катализатора. Выше конуса строго симметрично под углом 25-30 установлены шесть удлинителей диаметром 100 мм, которые обеспечивают нормальное движение по всему сечению реакционной зоны и циркуляцию катализатора через реакционную зону реактора. Нефтяные пары в узел смешения подаются противотоком с двух сторон.
Ниже реакционной зоны расположена зона сепарации. Сепарационная зона состоит из 256 гирлянд. Гирлянды имеют колпачки в количестве 4-5 шт. (чередуются). Под колпачками имеются отверстия (верхние диаметром 8 мм, нижние - 15 мм). Это обеспечивает равномерное движение нефтяных паров с поверхности катализатора.
Катализатор, проходя межу гирляндами и через течки, попадает в отпар-ную зону. В нижней части отпарной зоны над нижним распределительным устройством находится маточник для равномерного распределения по сечению отпарной зоны перегретого пара, который подаётся с двух сторон. Водяные пары, пары продуктов реакции через отбойное кольцо уходят в колонну К-1. Катализатор через-нижнее распределительное устройство через квадранты, которые соединяются в вертикальный катализаторопровод, выходит из Р-1 и поступает в дозёр Р-6.
В целях снижения коксоотложения внутри Р-1 (выше реакционной зоны) под купол подаётся перегретый пар в количестве 150-160 кг/час через воздушник в небольшой.маточник. В верхней части выше реакционной зоны создаётся паровая подушка.
В зону отпарки подаётся перегретый водяной пар во избежание уноса нефтепродуктов с катализатором из реактора в дозёр Р-6 через маточник.
Температура в верхней, средней, нижней частях реактора, а также на ката-лизаторопроводе регистрируется и регулируется.
В верхней и нижней частях реактора давление регистрируется прибором (не выше 0,69 ати). Из дозёра;Р-6 закоксованный катализатор с температурой 430-460С по пневмостволу поступает в сепаратор Р-4, по конструкции, назначению и принципу работы аналогичному Р-4а.
Для транспортировки катализатора в дозёр Р-6 подаётся поток воздуха от турбовоздуходувок В-2, 2а, нагреваемого в топке высокого давления П-3 до температуры 550-580С. На линии имеются заслонки, которые регулируют общее количество подаваемого воздуха в П-3 (в зависимости от нагрузки электродвигателя макс. 170 А).
Температура воздуха из П-3 поддерживается прибором автоматически, клапан установлен на линии подачи жидкого топлива на форсунку.
Загрузка дозёра Р-6 катализатором осуществляется подачей вторичного воздуха с общего воздуховода. Давление вторичного воздуха на входе в дозёр поддерживается прибором, клапан установлен на линии вторичного воздуха. Кратность циркуляции катализатора через реактор Р-1 регулируется дозёром Р-6 (нагрузкой дозёра Р-6). Для создания условий загрузки и разгрузки дозёра, за счёт перераспределения расхода первичного и вторичного воздуха, перед дозёром на линии воздуха из П-3, установлена заслонка с пневмоприводом, изменение положения которой регулируется прибором.
Исследование процесса крекинга на катализаторе Ц-100 при перспективных условиях
Исследования по оптимизации процесса каталитического крекинга проводили на отечественном шариковом катализаторе Ц-100. Физико-химические свойства катализатора приведены в таблице 3.2.1.1.
Каталитический крекинг проводили при температурах 450, 460, 470, 480, 490 и 500 С, объемных скоростях подачи сырья 0,75; 1,25; 1,5; 1,75; 2,2; 2,5; 3,0 ч"1, и объемных отношениях катализаторхырье 1,5; 2,2; 2,5; 3,0; 3,5.
При работе использовали стендовую лабораторную установку со стацио 1-) нарным слоем катализатора, схема которой приведена на рисунке 3.2.1.1.
Катализатор в шариковой форме отмеряли в необходимом объеме мерным цилиндром при уплотнении и затем засыпали в кварцевый реактор. Далее ре актор (4) с катализатором (5) вставляли в электронагреваемый кожух реактора (9), нижний конец реактора соединяли с холодильником (17), а к верхней части реактора присоединяли подводы сырья и азота (или воздуха). В карман реак тора (2) - в середину зоны катализатора вставляли термопару (хромель Щ) алюмель). Температуры" в реакторе создавали с помощью электропечи и регулирова ли лабораторным автотрансформатором (ЛАТР). Контроль за температурой осуществляли термопарой и милливольтметром. Для предотвращения спека ния катализатора в отсутствии сырья, реактор продували воздухом, а перед подачей сырья и после его прохождения - инертным газом - азотом - для уда ления из реактора воздуха (до реакции) и продуктов реакции (после реакции). L \ Воздух и азот проходили в реактор через систему осушки (15, 16).
Далее включали обогрев электропечи и через осушитель подавали воздух со скоростью 24 л/ч. К нижнему шлифу холодильника присоединяли приемник для катализата (7), предварительно взвешенный вместе с пробкой, и помещали его в холодную водяную баню (8). Перед опытом в перфузор-шприц (1) набирали сырье, так чтобы в нем не было пузырьков воздуха.
После выхода температуры в реакторе на режим подсоединяли дозатор с w V сырьем к реактору и продували систему азотом в течение 15 минут. Затем пре кращали подачу азота. Выход из реактора через холодильник соединяли с газометром (10). Проверив систему на герметичность, приступали к проведению опыта.
После окончания эксперимента отключали подачу сырья и после прекра щения газовыделения в газометре записывали объем выделившегося газа. За тем дополнительно через систему продували азотом в газометр. После этого отсоединяли газометр и пропускали через систему азот не менее 15 минут для более полного отдува продуктов реакции в приемник.
После проведения реакции каталитического крекинга проводили разгонки - катализата по ТУ на испытания катализаторов крекинга для определения вы хода бензиновой и дизельной фракций. Разгонку катализата проводили до температуры 197 С. Время разгонки 45±3 минуты. Жидкие продукты (бензиновая фракция) собирались в приемник.
Газообразные продукты накапливались в газометре для анализа на хромато ш] графе. Полный объем газа каталитического крекинга складывался из суммы объемов газов, полученных при крекинге и разгонке. После охлаждения приемник с остатком катализата и приемник с бензиновой фракцией взвешивали и рассчитывали выход бензиновой фракции.
Затем взвешенный приемник с остатком подсоединяли к системе разгонки и отгоняли дизельную фракцию. Разгонка проводилась до температуры 350 С. После охлаждения приемник с дизельной фракцией взвешивали и определяли , д еевыход.
Регенерацию катализатора проводили в токе осушенного воздуха при температуре 600 С до полного выжега кокса с поверхности катализатора. Расход воздуха составлял 24 л/ч. Диоксид углерода, образующийся в результате полного окисления коксовых отложений на катализаторе кислородом воздуха, поглощался трубкой, заполненной аскаритом (11); оксид углерода, образую - щийся в результате неполного окисления коксовых отложений на катализаторе кислородом воздуха, попадая в печь дожига (12), окислялся в ней до диоксида углерода на СиО.при 380 С, и далее поглощался трубкой, заполненной аскаритом (14).
Количество образующегося диоксида углерода определяли взвешиванием трубок с аскаритом до и после регенерации; а выход кокса (Вк) в % рассчитывали по формуле: В= — -100%, к G-44 где ДА — привес аскарита, г; G - масса пропущенного сырья, г; 12 - молярная масса углерода, г/моль; 44 - молярная масса диоксида углерода, г/моль. Газ, полученный во время проведения крекинга и разгонки, анализировали на хроматографе «Хром-5» с использованием детектора по теплопроводности и двух колонок, одна их которых (длиной 6 м) заполнена инзенским кирпичом с жидкой фазой - гексадеканом в количестве 25 % масс, а другая (длиной 1 м) заполнена цеолитом СаА.
Сравнение процесса крекинга тяжелого вакуумного газойля на катализаторах Ц-100 и Ц-600
Для обоснования технологических условий, гидродинамических условий потока катализатора в реакторно-регенераторной системе каталитического крекинга на установках № 601 и № 602 процесса окислительной регенерации катализатора от коксовых отложений при переходе установок крекинга на более высокую единичную производительность с использованием в качестве сырья тяжелого вакуумного газойля, имеющего конец кипения 520С и содержащего не более 5 % фракций, выкипающих до 360С, были проведены стендовые испытания процесса крекинга и регенерации катализаторов с применением данного вида сырья промышленного образца катализатора Ц-600 и существующего катализатора Ц-100.
Результаты данных исследований представлены в таблице 4.2.1. и на рисунках 4.2.1 .-4.2.6.
Из-результатов, представленных в таблице 4.2.1., можно заметить, что как при существующих технологических условиях проведения процесса крекинга (температура крекинга 470С, объемная скорость подачи сырья 1,25-1,5 ч"1, кратность циркуляции катализатора 2,2), так и при технологических условиях проведения процесса в случае увеличения единичной производительности установок крекинга № 601 и № 602 в 1,5 раза (температура .крекинга 460-470С, объемная скорость подачи сырья 2,2-2,5 ч"1, кратность циркуляции катализатора 3,0) использование катализатора Ц-600 в сравнении с катализатором Ц-100 позволяет получать более высокий выход высокооктановой бензиновой фракции. Так, выходы бензина и светлых фракций с к.к. 360С при температуре крекинга 470С, объемной скорости подачи сырья равной 2,2 ч"1 и кратности циркуляции катализатора 3,0 при использовании катализатора Ц-600 на 1,9 % масс, и 2,9 % масс, выше, чем на катализаторе Ц-100. Преимущество использования в процессе каталитического крекинга катализатора Ц-600 в сравнении с Ц-100, каквидно из результатов таблицы 4.2.1., наблюдается также при других технологических условиях.
Это позволяет более эффективно осуществлять процесс каталитического крекинга с применением катализатора Ц-600 при увеличении единичной производительности установок крекинга № 601 и № 602 в 1,5 раза и использовании тяжелого вакуумного газойля в качестве сырья.
Сравнение процесса регенерации катализаторов Ц-600 и Ц-100 от коксовых отложений, образовавшихся при крекинге тяжелого вакуумного газойля при вышеприведенных действующих и перспективных технологических параметрах, указывает на следующее (см. рисунки 4.2.1.-4.2.5.). Процесс окислительной регенерации катализатора Ц-600 осуществляется с более высокой скоростью, чем катализатора Ц-100. Так, например, окислительная регенерация катализатора Ц-600 от кокса, отложившегося в результате крекинга тяжелого газойля при 470С, объемной скорости 2,2 ч"1 и кратности циркуляции равной 3,0 (технологические условия при увеличении единичной производительности установок крекинга в 1,5 раза), в сравнении с катализатором Ц-100 протекает с более высокими скоростями во всем диапазоне температур, который существует в регенераторах установок крекинга № 601 и № 602: начальная и средняя скорости окислительной регенерации в 1,5-2,0 раза более высокие.
Эти полученные данные позволяют считать, что в случае применения катализатора Ц-600 при модернизации процесса крекинга в ОАО "Салаватнефте-оргсинтез" исключается необходимость увеличения объема регенератора за счет его высоты, которая должна была быть обязательной при использовании в процессе крекинга катализатора Ц-100.
На установках крекинга с движущимся слоем шарикового катализатора в пневмотранспортной системе "реактор-регенератор" за счет движения потока плотного слоя катализатора происходит его истирание и ударное разрушение. Это приводит к повышенному расходу катализатора, износу циклонов и загрязнению атмосферы катализаторной пылью. Также катализаторная пыль и разрушенные шариковые формы катализатора попадают в реактор, что приводит к нарушению процесса смешения катализатора с сырьем, гидродинамики потока катализатора и сырья в реакторе, осаждению катализаторной пыли на внутренней поверхности реактора и попаданию ее в продукты крекинга и т.д.
С другой стороны при недостаточной насыпной плотности катализатора с увеличением его кратности циркуляции в системе "реактор-регенератор" воз liVj, растает, как механический износ (истирание) катализатора, так и унос катали затора через циклоны в атмосферу. Поэтому для намеченной модернизации технологии процесса и установок крекинга типа 43-102 важным является использование катализатора не только с высокой активностью и селективностью, но и с необходимыми механической прочностью и насыпной плотностью.
С этой целью были исследованы физико-механические свойства катализа тора Ц-600 в сравнении с Ц-100 (методика проведения представлена в Прило ЛЙ жении 6). На рисунке 4.2.6. представлена зависимость механической прочно сти (износ) данных катализаторов в динамических ударных условиях. Как видно из этих данных, катализатор Ц-600 значительно превосходит катализатор Ц-100 по механической прочности: катализатор Ц-100 через 700 сек разрушился полностью, в то время как Ц-600 подвергся износу только на 28 % (при 1000 об/мин). Эти полученные данные позволяют осуществлять модернизацию процесса f(W крекинга при минимальной реконструкции пневмотранспортной системы в ре акторно-регенераторном блоке установки.
