Содержание к диссертации
Введение
1. Анализа современного состояния промышленных производств на Pt-катализаторах 14
1.1 Проблемы производства бензинов и пути их решения 14
1.2 Каталитический риформинг 16
1.3 Гидрокрекинг бензиновых дистиллятов 22
1.4 Селективный гидрокрекинг бензиновых фракций 23
1.5 Изомеризация нормальных парафиновых углеводородов на платиновых катализаторах. 25
1.6 Каталитический крекинг 30
1.7 Комбинированные технологические схемы процессов переработки углеводородного сырья 31
1.8 Повышение эффективности процесса компаундирования товарных бензинов 36
1.9 Новые достижения в разработке Pt-катализаторов 40
1.10 Решение проблем технологии производства высокооктановых бензинов методом математического моделирования 44
1.11 Постановка задачи исследования и краткое содержание работы 51
2. Разработка методологических основ моделирования нефтехимических процессов на Pt-катализаторах 56
2.1 Механизм и кинетическое описание многокомпонентных реакций углеводородов на Pt-катализаторах 57
2.2 Полифункциональные свойства Pt-катализаторов 58
2.2.1 Кислотные центры на поверхности платинооксидных катализаторов 60
2.2.2 Введение модифицирующих добавок 62
2.2.3 Сульфидирование 68
2.3 Формализация механизма на Pt-катализаторах 74
2.3.1 Основные реакции карбоний-ионов на Pt- катализаторах 75
2.3.2 Механизм протекания реакций на Pt-катализаторах 84
2.3.3 Превращение углеводородов на платиноцеолитных катализаторах 94
2.4 Формирование схемы механизма на Pt-катализаторах 97
2.5 Механизм дезактивации катализаторов риформинга 108
2.5.1 Дезактивация катализаторов при их закоксовывании 109
2.5.2 Влияние серы на процесс дезактивации катализаторов 110
2.5.3 Старение катализаторов 112
2.5.4 Хлорирование катализаторов 113
2.6 Обобщенная кинетическая модель нефтехимических процессов термического и каталитического превращения углеводородов на Pt-катализаторах 117
3. Математическое моделирование контактных аппаратов со стационарным и движущимся слоем катализатора 123
3.1 Гидродинамический режим работы контактных аппаратов 124
3.2 Математическая модель реакторного блока процесса каталитического риформинга бензинов 129
3.2.1 Формирование уравнения теплового баланса 135
3.2.2 Общая математическая модель процесса с движущимся слоем катализатора 137
4. Нестационарные модели с учетом дезактивации и старения катализатора 140
4.1 Моделирование дезактивации металлических и кислотных центров 141
4.2 Построение моделей термического и каталитического превращений сложных углеводородных смесей 148
4.3 Моделирование процессов с учетом необратимой дезактивации катализатора 150
4.4 Учет в модели хлорирования катализаторов 159
4.5 Моделирование процесса риформинга с учетом необратимого отравления катализатора сульфатной серой 163
4.6 Математическая модель процессов на Pt-катализаторах с учетом дезактивации коксом 165
5. Решение технологических задач повышения эффективности эксплуатации Pt-катализаторов с применением математических моделей 169
5.1 Сравнительная оценка и тестирование Pt-катализаторов риформинга и изомеризации, применительно к условиям НПЗ 170
5.1.1 Физико-химические аспекты тестирования 171
5.1.2 Классификация катализаторов 174
5.1.3 Сбалансированные по Pt и Re катализаторы риформинга 178
5.1.4 Несбалансированные по Pt и Re катализаторы 181
5.1.5 Системы разнотипной загрузки 183
5.1.6 Тестирование катализаторов изомеризации 187
5.1.7 Рекомендации по выбору катализаторов риформинга и изомеризации на НПЗ 190
5.2 Определение оптимальной (стационарной) активности катализатора 201
5.2.1 Физико-химические основы компьютерного прогнозирования эффективных режимов эксплуатации катализаторов 201
5.2.2 Разработка методики определения стационарной активности 206
5.2.3 Оценка сбалансированности кислотной и металлической активности в процессе эксплуатации 210
5.3 Прогнозирование срока регенерации катализатора 213
5.4 Выбор и повышение эффективности комплексных технологий производства высокооктановых бензинов с применением разработанных компьютерных моделей. 218
5.4.1 Возможные варианты комплексных технологий 219
5.4.2 Захолаживание сырья реактора селективного гидрокрекинга фракцией Cs-Сб
5.4.3 Выделение реактора селективного гидрокрекинга в отдельную установку 225
6. Моделирование процесса компаундирования товарных бензинов
6.1 Разработка физико-химических основ процесса смешения компонентов товарных бензинов 236
6.1.1 Компаундирование товарных бензинов 238
6.1.2 Применение антидетонаторов в производстве бензинов... 241
6.2 Расчет оптимальных составов бензинов 242
6.2.1 Методики расчета октановых чисел, основанные на покомпонентном и групповом углеводородном составе... 237
6.2.2 Методики расчета октановых чисел бензинов по физико-химическим показателям 243
6.2.3 Разработка методики расчета октановых чисел на основе реакционной способности компонентов смеси отдельных бензиновых фракций
6.2.4 Расчет октановых чисел отдельных бензиновых фракций
6.2.5. Расчет влияния высокооктановых добавок и присадок 268
Выводы 280
Список литературы 283
- Комбинированные технологические схемы процессов переработки углеводородного сырья
- Превращение углеводородов на платиноцеолитных катализаторах
- Математическая модель реакторного блока процесса каталитического риформинга бензинов
- Моделирование процессов с учетом необратимой дезактивации катализатора
Комбинированные технологические схемы процессов переработки углеводородного сырья
Другим более высоким уровнем совершенствования технологии производства бензинов является комбинирование процессов нефтепереработки (изомеризация, гидрокрекинг, селектоформинг, алкилирование и др). Далее приведены примеры модернизации производств.
Тяжелую бензиновую фракцию, выкипающую в интервале 140-180 С, каталитически риформируют. Полученные продукты подвергают ректификации. Выделяют головную фракцию, выкипающую от начала кипения до 130-160 С, и остаточную фракцию, выкипающую от 130-160 С до конца кипения. Эти фракции затем смешивают в массовом соотношении от 1,0:0,1 до 1,0:0,4 [48].
Для повышения выхода и качества продуктов переработки низкооктановые бензиновые фракции смешивают с ароматическими углеводородами Сб-Сц процессов риформинга и пиролиза бензинов, коксования углей и каталитического превращения ароматических углеводородов, взятыми в количестве 3-20% мае, и подвергают переработке в присутствии водородсодержащего газа и цеолитсодержащего катализатора, промотированного металлами VIII группы периодической системы элементов. Такие условия позволяют повысить выход продуктов переработки, например фракции 82-168 С с 82,5 до 90,0% мае, и повысить октановое число с 64 до 75 пунктов по моторному методу [49].
Гидрокрекингу при умеренном давлении подвергается деалкилированное сырье с высоким содержанием ароматики, которое перерабатывают в высокооктановый бензин в зоне реакции, содержащей специализированный кислотный катализатор крекинга, желательно с широкими порами, например, на основе алюмосиликатного цеолита, такого как цеолит Y. Гидрокрекинг осуществляют обычно при 42-70 кгс/см2 при умеренных степенях конверсии, чтобы максимизировать образование моноциклической ароматики и таким образом обеспечить требуемое октановое число получаемого бензина [50].
Высокооктановые бензиновые фракции получают обработкой светлого углеводородного сырья с содержанием С2-С7-парафинов и/или олефинов при 350-650 С, парциальном давлении водородсодержащего газа не менее 5 кгс/см2 и использовании в качестве катализатора кристаллического галлийалюмосиликата. Последний имеет размер частиц 0,05-20 мкм (при более 80% частиц размера 0,1-10 мкм) и содержит 0,2-2,5% алюминия и 0,1-5% галлия [51].
Для повышения октанового числа автомобильных бензинов и увеличения объема светлого риформата, вырабатываемого установкой каталитического риформинга бензинов, поток светлого риформата подают в дистилляционную колонну. В ту же зону колонны подают газ с установки каталитического крекинга, содержащий олефины. Потоки риформата и газа контактируют прямоточно с неподвижным слоем кислотного катализатора в дистилляционной реакционной зоне. Происходит каталитическая реакция с олефинами, и образуются алкилированные соединения с более высоким октановым числом и меньшей плотностью по сравнению с исходным риформатом. Непрореагировавшие материалы выводят из колонны [52].
Предложено проводить разделение прямогонной бензиновой фракции на легкую и тяжелую фракции. Последнюю подвергают риформингу в присутствии платиносодержащего катализатора и последующей стабилизации. При этом перед стабилизацией легкую фракцию прямогонной бензиновой фракции смешивают с нестабильным риформатом. Смесь дебутанизируют и подвергают ректификации. Фракцию ректификации, выкипающую до 60-70 С, подвергают изомеризации в присутствии модернитсодержащего катализатора и водородсодержащего газа. Эти условия позволяют повысить октановое число с 95 до 97 пунктов [53].
Высокооктановый бензин получают каталитическим риформингом прямогонной бензиновой фракции с последующим фракционированием 30-90% мае. полученного бензина риформинга. Выделяют фракции, выкипающие в интервалах 35-150 С и 100-190 С, и смешивают их с алкилбензином и головной прямогонной фракцией в соотношении соответственно: 55-80, 5-15, 10-20, 5-15(% мае.) [54].
Высокооктановый бензин получают каталитическим риформингом прямогонной бензиновой фракции с последующим фракционированием 30-90%) мае. полученного бензина риформинга. Выделяют фракцию, выкипающую в интервале 35-150 С. Эту фракцию в количестве 40-70% смешивают с 10-30%) бензина каталитического риформинга и добавляют алкилбензина до 100%) [55].
Гидроочистку бензиновой фракции проводят на первой ступени в присутствии алюмоникель (кобальт) молибденового катализатора в среде водородсодержащего газа и на второй ступени при 50-150 С в присутствии композиции, состоящей из верхнего и нижнего слоев силикагеля, а также среднего, модифицированного никелем, при содержании последнего 2-12% мае. Предлагаемый способ позволяет значительно повысить октановое число целевого бензина [56].
Гидрообработка бензиновых фракций и последующее контактирование с АП-64 при повышенных температуре и давлении отличаются тем, что в качестве исходного сырья используют парафиново-нафтеновую бензиновую фракцию 80-180 С или тяжелую парафинистую бензиновую фракцию 85-210С [57].
Введен в промышленную эксплуатацию процесс изоселектоформинга на катализаторе ИП-82 и СГ-ЗП для переработки фракции Н.К.-70 С и рафината риформинга фракции 62-105 С, состоящих в основном из алканов С5-С7, в высокооктановый компонент автомобильного бензина. Установлено, что процесс изоселектоформинга позволяет использовать различные виды сырья и при оптимизации температурного режима в РК получать компонент автомобильного бензина с требуемым О.Ч. и высоким выходом [58]. Суть изоселектоформинга заключается в комбинированном использовании катализатора изомеризации и легкого селективного гидрокрекинга. Внедрение этого процесса подняло октановый уровень бензинов и позволило увеличить ежегодное производство АИ-92 на 200 тыс. т за счет сокращения на то же количество А-76. При этом, практически не имея в своем составе ароматических углеводородов, изоселектоформинг существенно снижает их содержание в бензинах, особенно в А-76 [59].
Предложена технология, которая включает каталитический риформинг прямогонных бензиновых фракций с выделением ректификацией промежуточной бензолсодержащей фракции (БФ) из жидких продуктов, выделением экстракцией или экстрактивной ректификацией ароматических углеводородов и смешение полученной неароматической части с оставшимися жидкими продуктами. Причем подвергают раздельно широкую и узкую фракции, содержащие преимущественно углеводороды С7-Сю и Сб С7 соответственно. БФ, содержащую 20-50% изогексановых углеводородов от их потенциального содержания в жидких продуктах, подвергают дополнительной совместной переработке с газопродуктовым потоком узкой фракции в присутствии пентасил- и/или эринитсодержащего катализатора при давлении узкой фракции, температуре 250-460 С и соотношении ВСГ к сырью 700-2000 нм3/м3. Ароматические углеводороды выделяют из продукта совместной переработки и полученный после выделения продукт частично или полностью направляют на смешение [60].
Превращение углеводородов на платиноцеолитных катализаторах
Преимущество процессов на эрионитных платинооксидных катализаторах заключается в том, что они повышают октановое число, не вызывая деструкции изопарафинов, которые относятся к средне- и высокооктановым компонентам. Селективность этих превращений проявляется в том, что из пор цеолита может диффундировать только часть образовавшихся там продуктов, молекулы которых достаточно малы. Соединения с крупными молекулами превращаются в более мелкие. По этой причине реакции гидрокрекинга н-парафинов значительно более вероятны, чем реакции дегидрирования-гидрирования. Реакции циклизации в порах протекают не достаточно интенсивно, поскольку размер полости меньше, чем размер промежуточного активированного переходного комплекса. Реакции циклизации парафинов нормального и изостроения с образованием циклогексанов и алкилцилопентанов происходят на активных центрах катализатора, которые расположены на внешней поверхности цеолитов.
Диффузия имеет важное значение в молекулярно-ситовом катализе. Каналы эрионитов имеют форму, при которой встречное движение молекул невозможно, что значительно уменьшает диффузионные осложнения. В подобных условиях образование молекул больших размеров маловероятно, так как это тормозит движение углеводородов в канале. Превращение даже реакционноспособных молекул в узкопористых цеолитах идет с меньшими скоростями, чем в широких порах гранул катализатора, поскольку каталитические процессы сильно тормозятся диффузией [20, 37, 38, 43].
На бифункциональных катализаторах одновременно протекают реакции кислотного типа и гидрирования-дегидрирования. Металлические центры, на которые происходят реакции гидрогенизации олефинов, позволяют увеличить время работы катализатора, так как тормозят коксообразование. Процессы коксообразования не играют существенной роли, ввиду того что концентрация олефинов мала.
Изомеризация гексанов при температуре 300—400 С и давлении 2,5—3,0 МПа протекает по бифункциональному механизму изомеризации на платине.
При высоких температурах («400С) могут протекать реакции скелетной изомеризации, сопровождающиеся разрывом и образованием С—С-связей. При этом новая связь С—С приводит к образованию циклических углеводородов. Для скелетной изомеризации необходимы сильнокислотные центры Льюиса. Согласно экспериментальным данным, в реакциях гидрокрекинга «-парафины расщепляются преимущественно в смеси с изопарафинами. Длинные парафины крекируются с большей скоростью, чем короткие, что обусловлено геометрическим и факторами цеолитов (длина канала в эрионите) [28].
Для различных фракций (С5—С8, С8—Сіб, Си—Сі5) зависимость константы скорости реакции гидрокрекинга от длины углеводородной цепи имеет два максимума — С6 и Сю—Си и один минимум —С8 (рис. 2.3). Исследования физико-химических закономерностей превращения углеводородов в реакциях циклизации, изомеризации и гидрокрекинга показывают, что реакционная способность, коэффициенты диффузии и многие другие свойства углеводородов гомологического ряда непрерывно меняются по мере увеличения длины молекулы. Однако для эрионитных катализаторов наблюдается клеточный эффект: 1) относительная константа скорости имеет экстремальную зависимость от числа атомов углерода в молекуле с минимумом при Са и максимумом при Сб и С]2; 2) нормальные углеводороды С7, Cs и Сд отсутствуют в продуктах гидрокрекинга; 3) скорость гидрокрекинга октана наименьшая. Таким образом, коэффициент диффузии углеводородов на поверхности катализатора непрерывно уменьшается с увеличением молекулярной массы, в то время как для узких пор эрионитов наблюдается клеточный эффект. Диффузия н парафинов в эрионите значительно ниже, чем в широкопористых катализаторах. Главную роль в диффузии «-парафинов играет взаимодействие между катализатором и углеводородом, которое усиливается, если длина молекул соизмерима с длиной цилиндрического канала эрионита. Молекулы н-октана по этой причине практически инертны. Изменение реакционной способности углеводородов соответствует изменению коэффициента диффузии. Углеводороды С7+ прочно удерживаются полостями эрионитов. Они диффундируют медленно, поэтому находятся внутри цеолита значительное время и, следовательно, подвергаются дальнейшим превращениям до пропана и бутана. При построении кинетических моделей используются группировки углеводородов по их принадлежностям к определенным гомологическим рядам. В некоторых случаях эти группы можно рассматривать как псевдокомпоненты, характеризующиеся усредненными свойствами по каждой группе углеводородов. Так, в [7, 13] формализованный механизм превращения парафиновых (Р), нафтеновых (N) и ароматических (Ар) углеводородов на Pt-катализаторах на ранних стадиях исследований представлен схемой трех реакций: где G — газообразные продукты крекинга. Схема превращения псевдокомпонентов несет в себе информацию о механизме процесса с учетом усредненной реакционной способности различных химических групп. Однако реакционная способность может быть различной не только для гомологических групп, но и внутри группы в зависимости от молекулярного веса и строения отдельного ее псевдокомпонента. Адекватного отражения процесса взаимодействия в многокомпонентных смесях можно добиться с помощью моделей, учитывающих превращения индивидуальных углеводородов. Формализованный механизм [14] описывает превращения углеводородов на Pt-катализаторах риформинга и представлен 53 реакциями первого порядка, кинетическая модель представлена системой 20 дифференциальных уравнений. Примером может служить уравнение для гептанов, учитывающее образование гептана в результате реакций всех компонентов и его расходование при гидрокрекинге и циклизации.
Математическая модель реакторного блока процесса каталитического риформинга бензинов
В табл. 3.4 и 3.5 приведены значения энергий активации и констант скоростей реакций превращения углеводородов для ряда промышленных платиновых катализаторов.
Исследование чувствительности параметров модели к минимизируемому функционалу (3.9) показывает, что наиболее весомый вклад в кинетику процесса вносят: реакции дегидроциклизации нормальных парафинов в шести членные нафтены, гидрокрекинг парафинов изо- строения до газа, дегидроциклизация нормальных парафинов в пяти членные нафтены. Константы стадий гидрокрекинга, изомеризации нормальных парафинов и изо- парафинов имеют чувствительность на порядок ниже. Константы всех остальных стадий обладают самой низкой чувствительностью.
В качестве функциональных ограничений для решения обратной кинетической задачи вводятся соотношения между константами скоростей всех ведущих стадий процесса, задаваемые вектором, компоненты которого рассчитаны по результатам теоретических исследований.
Скорости дегидрирования шести членных нафтенов в условиях каталитического риформинга намного больше скоростей протекания других реакций. Следствием является близкая к 100 % селективность ароматизации шести членных нафтенов. По сравнению со скоростью дегидрирования циклогексана скорости дегидрирования его гомологов больше. Однако эти различия невелики, особенно если сопоставить их с соответствующими зависимостями для реакций ароматизации парафинов, скорости которых возрастают в большей степени с увеличением размеров молекулы.
Скорость ароматизации н-октана в 2,5 раза выше, чем н-гексана. Скорость ароматизации циклогексана значительно больше скорости его изомеризации на алюмоплатиновом катализаторе. Реакция дегидроциклизации н-парафинов проходит значительно труднее, чем дегидрирование нафтенов. Однако с повышением температуры константа равновесия дегидроциклизации увеличивается в большей степени, чем при дегидрировании нафтенов, так как АН первой реакции на 42 кДж/моль выше. Через последовательное дегидрирование на катализаторе АП-64 образуется ЗО % всего получающегося бензола, через С5-дегидроциклизацию — 20 %. Остальное количество бензола образуется по этим вариантам, но без десорбции промежуточных продуктов в газовую фазу. Скорости дегидроизомеризации пятичленных нафтенов С7—Сі і не должны сильно различаться.
Скорости реакций изомеризации повышаются при увеличении температуры, но выход изомеров возрастает до определенного максимума, а затем быстро снижается вследствие протекания реакций циклизации и крекинга изомерных парафинов, что свидетельствует о соизмеримости скоростей указанных реакций. Скорости реакций гидрокрекинга заметно ниже скоростей реакций изомеризации и дегидрирования и примерно соответствуют скоростям дегидроциклизации.
Скорости гидрокрекинга н-нонана, метилоктанов и диметилгептанов приблизительно одинаковы. С увеличением числа углеродных атомов в молекуле парафинового углеводорода скорость реакций гидрокрекинга значительно повышается. При гидрокрекинге константа скорости реакции пропорциональна числу атомов углерода в молекуле н-парафина в четвертой степени: kN = A-N4 , где А — коэффициент пропорциональности; N— число атомов углерода в молекуле углеводорода. По этим данным скорость гидрокрекинга н-октана в 3,2 раза, а н-нонана в 5,1 раза больше скорости гидрокрекинга н-тексана. Распределения v(x,x ), характеризующие вероятность образования углеводородов с меньшей длиной углеводородной цепочки X из углеводородов с большей длиной углеродной цепочки х при крекинге парафинов, определяются с учетом того, что наиболее вероятен разрыв С—С связей, находящихся в -положении, однако вторичный крекинг образующихся углеводородов несколько искажает картину равномерного распределения. Для поиска минимума функционала невязки (3.9) наиболее эффективен метод аппроксимации неподвижной точки, который обеспечивает получение единственного набора кинетических параметров модели в соответствии с экспериментальными данными по концентрациям продуктов реакций [16, 18]. Математическая модель реакторного блока установки риформинга включает в себя уравнение материального и теплового балансов для каскада реакторов и блока разделения, представленного одним или двумя сепараторами (см. приложение).
Моделирование процессов с учетом необратимой дезактивации катализатора
Эффективность эксплуатации действующих производств связана с математическим моделированием, опирающимся на физико-химические закономерности рассматриваемых явлений. Между технологом, понимающим необходимость такого подхода, и технологом, игнорирующим его, возникают трудности при решении производственных задач. Технолог, владеющий общими показателями работы промышленной установки, полагает, что эти показатели и есть знания. Однако экспериментальные данные становятся знаниями только после того, как они обработаны теоретически на математической модели. В этом случае данные становятся закономерными, понятыми и объяснимыми. Кроме того, в этом случае возникает возможность прогноза поведения сложной производственной системы и, на этой основе, дальнейшего ее совершенствования [1].
С использованием разработанных математических моделей для повышения эффективности производств в ходе выполнения этой работы решены следующие задачи: тестирование новых промышленных катализаторов риформинга и изомеризации и выбор оптимального контакта для конкретной технологии завода и реального нефтяного сырья; повышение эффективности технологической схемы производства (создание комплексных технологий); анализ работы катализаторов и повышение эффективности их эксплуатации; прогнозирование работы катализаторов в течение межрегенерационного периода и общего срока службы. Все стадии производства бензинов находятся в тесном взаимодействии. Так, изменение требований по качественным характеристикам конечной продукции ведет к изменению технологических режимов работы установок и схемы компаундирования товарных бензинов. В свою очередь, снижение активности катализатора, изменение загрузки установки сырьем, наличие свободного места в резервуарах для накопления промежуточных продуктов производства приводят к изменению в производственной стадии выпуска бензинов. Изменение спроса на товарную продукцию, соответственно, приводит к необходимости корректировки параметров технологического режима. Критерием стабильности катализатора является суммарный выход продукта за полный цикл работы при заданной жесткости процесса. В технологической практике применяют и такие характеристики, как темп подъема температуры T(t), уровень стационарной (установившейся) активности, количество регенераций и др. Все перечисленные критерии требуют стабилизации состава сырья, что невозможно в реальном масштабе времени. В [2] показано, что активность Pt- катализаторов изменяется в зависимости от содержания в них активного металла. Однако эти результаты получены также без учета изменяющегося состава сырья. Предложенный в [3] метод планирования эксперимента не может быть использован по этой же причине. Научно-обоснованное решение этих проблем становится возможным при использовании математических моделей, разработанных при учете термодинамики, механизма, кинетики основных и дезактивирующих катализатор реакций, для которых имеется достаточная база знаний. При этом активность сравниваемых катализаторов рассчитывалась как суммарная скорость ароматизации сырья на единицу его массовой загрузки. Индекс активности (уровень относительной активности) исследуемых катализаторов учитывает изменение их активности при дезактивации вследствие отравления, старения и коксообразования, а в качестве параметра степени дезактивации используется общий объем переработанного сырья. Индекс активности отражает стабильность работы эксплуатируемого катализатора. С использованием предложенного подхода [4] выполнены исследования по сравнительному анализу Pt-Re катализаторов риформинга на ряде промышленных установок (Л-35-11/1000 ОАО "Салаватнефтеоргсинтез", АО "Ангарская нефтехимическая компания", Л-35-5 Уфимского НПЗ, Л-35-11/1000 Омского НПЗ, ЛЧ-35-11/600 АО "Нижегороднефтеоргсинтез"), Рязанский НПЗ. Оксид алюминия содержит до 5 % воды, которая находится в либо в виде гидроксилов, либо в виде хемосорбированных молекул. Молекулы реагируют при высоких температурах с оксидом алюминия, образуя поверхностные гидроксильные группы, которые проявляют себя как бренстедовские кислотные центры. Однако при дегидратации ионы гидроксилов постепенно удаляются, и на развитой поверхности оксида алюминия остаются координационно ненасыщенные ионы кислорода и алюминия, которые представляют собой кислотные центры Льюиса.
Кислотность поверхности оксида алюминия обусловлена апротонными центрами, в то время как бренстедовская кислотность оксида выражена слабо. Хлорирование катализаторов риформинга при обработке НС] сводится к замещению гидроксильных групп, и катионы алюминия оказываются связанными с двумя различными анионами. Появление соседних атомов хлора нарушает электронную симметрию и вызывает отток электронов от атомной связи к гидроксильной группе, что увеличивает подвижность атомов водорода и кислотность бренстедовских центров . Ниже приведена схема реакции замещения гидроксильных групп на атомы хлора при дегидратации поверхности .
