Кратность циркуляции катализатора к сырью связана с
допустимой величиной коксоотложений, которая обычно не превышает
1,0—1,5% (масс.) на катализатор. Кроме того, кратность циркуляции
катализатора определяется и температурным режимом реактора и
регенератора. Чем выше кратность циркуляции катализатора, тем меньше
время его пребывания в реакторе, т. е. выше средняя активность, что
подтверждается повышением выхода бензина. Однако при этом возрастает и
выход кокса (считая на сырье). Последнее можно объяснить тем, что
снижается эффективность отпаривания отработанного катализатора. Влияние
кратности циркуляции катализатора на результаты каталитического крекинга
иллюстрируется следующими данными:
Рис. 17. Варианты реакторного блока установок
крекинга в псевдоожижениом слое катализатора:
Повышенная кратность циркуляции катализатора
увеличивает энергетические затраты на его пневмотранспорт.
Первые отечественные установки каталитического крекинга
были рассчитаны на переработку облегченного сырья —
керосино-газойлевых фракций, выкипающих в пределах 200—350 °С, 200— 370
°С. В соответствии с этим была и невысокой (1,8—2 кг/кг)
кратность циркуляции катализатора. С переходом на
утяжеленное
сырье—-тина вакуумных газойлей, способных к
повышенному новообразованию, установки реконструировали. В результате
уда-лось значительно упростить конструкцию реакторного блока и довести
кратность циркуляции до четырех. Слож-ная система циркуляции
крупногранулированного катализатора затрудняла сооружение установок
большой мощности, что способствовало разработке и широкому внедрению в
промышленность установок с псевдоожиженным слоем пылевидного или же
микро-сферического катализатора (размер частиц 10—120 мкм).
Распространенность процесса этого типа объясняется его большой
гибкостью, позволяющей перерабатывать разнообразные виды сырья и
проектировать установки мощностью от нескольких сот до 10—15 тыс. т/сут.
Для регенерации катализатора требуется более простое конструктивное
оформление.
На рис. 17 показаны варианты оформления реакторного блока
каталитического крекинга с псевдоожиженным слоем (* За рубежом установки
такого типа называют установками «флюид».). Реактор и регенератор могут
быть размещены на одном (бив) и разных (а и г) уровнях. Размещение
регенератора на более высоком уровне (а) позволяет иметь в нем низкое
давление, достаточное для перетока регенерированного катализатора в
реактор, что снижает расход электроэнергии на привод воздуходувки,
подающей воздух
на регенерацию. Однако при такой компановке
аппаратов высота реакторного блока достигает 60—70 м (против 30—50 м для
установок типа в), что увеличивает капитальные затраты и металлоемкость
установки.
Схема б отличается от схемы в в основном способом пневмотранспорта
катализатора: в первом случае использован транспорт в разреженной фазе,
во втором — транспорт потоком высокой концентрации (или «в плотной
фазе»), который начали применять позднее. Использование транспорта
катализатора потоком высокой концентрации сопровождается снижением
расхода транспортирующего агента (водяного пара, воздуха) и в связи с
этим сокращением диаметра транспортирующих трубопроводов. Вариантом
упрощения системы пневмотранспорта является устранение одной из линий
при соосном расположении реактора и регенератора (схема г).
Установками с вертикальным расположением реактора и регенератора
являются установки типа Ортофлоу (со спрямленным потоком) с различным
взаимным размещением реактора и регенератора. Катализаторопроводы в них
размещены внутри регенератора или реактора (схема г) либо проходят
сквозь оба аппарата В схеме г регенерированный катализатор стекает
самотеком, а отработанный поднимается по осевой линии пневмотранспорта,
снабженной специальной задвижкой для регулирования скорости подачи
катализатора.
Вертикальное размещение аппаратов реакторного блока, хотя и увеличивает
высоту установки (до 45—50 м), делает ее более компактной, а устранение
изгибов и поворотов на катализаторопро-водах уменьшает их абразивный
износ. По схеме г построена, например, одна из самых мощных зарубежных
установок каталитического крекинга (Ортофлоу В, около 15 тыс. т/сут, или
5 млн.т сырья в год, США).
На установках более старого типа, работавших на менее активных аморфных
катализаторах, процесс осуществлялся в псевдо-ожнженном слое пылевидного
катализатора. В зону реакции непрерывно поступает смесь
регенерированного горячего катализатора с сырьем. Псевдоожиженный
(«кипящий») слой катализатора образуется посредством потока паров,
поступающих вместе с катализатором через распределительную решетку или
через форсунки-распылители.
Основные зоны реактора: реакционная — объем, занятый «плот-f ной фазой»
псевдоожиженного слоя катализатора; отпарная, где с поверхности
отработанного катализатора удаляются захваченные им углеводородные пары;
отстойная, где пары реакции отделяются от частиц катализатора,
находящегося здесь в «разреженной фазе». Окончательно частицы
катализатора отделяются в циклонных сепараторах, которые размещены в
верхней части отстойной зоны.
Отработанный катализатор из реакционной зоны непрерывно стекает в
отпарную секцию. Плохое отпаривание катализатора
влечет за собой большие потери сырья, повышение выхода кокса и
содержания в нем водорода, а последнее требует больших расходов воздуха
на регенерацию.
Рис. 18. Принципиальная схема установки 1-А:
Внедрение в промышленность цеолитсодержащих катализаторов внесло
значительные изменения в устройство реакторного блока. Высокая
активность цеолитов заставила отказаться от традиционного
псевдоожиженного слоя и использовать реакторы лифт-ного типа или
комбинации их с псевдоожиженным слоем. Например, отечественная установка
1-А, запроектированная как установка с псевдоожиженным слоем
катализатора (рис. 18), характеризовалась разновысотным расположением
реактора и регенератора, наличием трубчатой нагревательной печи и
змеевиков-холодильников в регенераторе; улавливание катализатора
осуществлялось в циклонах и электрофильтрах. В результате опыта
эксплуатации такой установки, а также в связи с внедрением цео-литных
катализаторов установка подверглась поэтапной реконструкции [9].
Реконструкция реактора была направлена в основном на уменьшение объема
реакционной зоны с соответствующим увеличением скорости подачи сырья. От
псевдоожиженного слоя в цилиндрической части реактора отказались. Затем
заменили конусное устройство аппарата цилиндром (стаканом), позволявшим
еще уменьшить объем реакционного слоя и улучшить режим вывода сырья и
катализатора. Реконструированные установки 1-А известны в настоящее
время под индексом 1А-1М.
При высокой активности катализатора высота слоя
может не превышать высоты выступающего над решеткой распределителя; в
случае необходимости высоту слоя повышают. Было уделено большое внимание
эффективному отпариванию катализатора, высота отпарной секции (десорбера)
была увеличена и в ней установлены каскадные тарелки для большего
времени пребывания катализатора в этой части реактора. На некоторых
установках пневмотранспорт заменили на систему с U-образными линиями.
Одна из подобных установок переведена на двухступенчатую систему
крекинга: в линии с упомянутым выше распределителем происходит крекинг
свежего сырья, а выше, в псевдоожиженный слой, подается рециркулят.
Как правило, диаметр регенератора больше диаметра
реактора, так как иа сжигание 1 кг кокса расходуется 11 —12 кг воздуха,
занимающего при температуре регенерации (620—670 °С) и невысоком
абсолютном давлении в аппарате объем, превышающий объем паров в
реакторе. По конструктивному оформлению регенераторы некоторых систем
близки к реакторам. Важным элементом конструкции регенератора является
распределительное устройство, предназначенное для ввода воздуха и взвеси
катализатора.
В верхней части регенератора расположены двух- или трехступенчатые
циклоны, снабженные устройствами для вспрыска воды и подачи водяного
пара в случае подъема температуры, вызванного догоранием оксида
углерода. Последнего можно избежать, если предусмотрен автоматический
контроль за концентрацией кислорода в продуктах сгорания.
Цеолитсодержащий катализатор очень чувствителен к
отложениям кокса. Он дает хорошие результаты, если масса отложений кокса
на катализаторе невелика: после реактора не более 1,0— 1,4%, после
регенератора 0,05—0,1%.
Опыт эксплуатации промышленных установок показал, что регенерация
успевает пройти достаточно полно за 5—7 мин. При этом в среднем
удаляется от 20 до 80 кг кокса в 1 ч на 1 т катализатора.
В связи с интенсификацией процесса регенерации температура в
регенераторе поднята до 650—700°С, давление воздуха до 0,2— 0,3 МПа.
Повышение температуры регенерации увеличило разность температур между
зонами регенерации катализатора и реакции и тем самым сократило
кратность циркуляции катализатора. В то же время возникла необходимость
снижения времени пребывания катализатора в регенераторе, для того чтобы
уменьшить возможность его термической дезактивации.
Большое значение приобретает секционирование слоя в регенераторе. На
рис. 19 дан эскиз регенератора с двухступенчатой регенерацией
катализатора. Отработанный катализатор вводится в первую по ходу
кольцеобразную зону 1, куда подается и воздух через решетку 2. В зоне 1
должно выгорать около 80% кокса. Частично отрегенерированный катализатор
перетекает через цилиндрическую перегородку 4 в зону 6. Здесь уже
движение воздуха и катализатора противоточное, причем поток катализатора
упорядочен вертикальными перегородками и паровыми змеевиками.
Рис. 19. Регенератор с двухступенчатой
регенерацией катализатора:
1 — зона I ступени регенерации; 2 — решетка; 3 — подрешеточная зона; 4 —
цилиндрическая перегородка; 5—зона десорбции и вывода регенс-рированного
катализатора; 6 — зона II ступени регенерации; 7 — отверстия для ввода
регенерированного катализатора.
Паровые змеевики служат для съема избыточного тепла
регенерации катализатора.
Одним из важных параметров регенерации является соотношение концентраций
оксидов углерода в продуктах сгорания. Процесс горе-ния кокса должен
сопровождаться тщательным автоматическим контролем, обеспечивающим
отсутствие свободного кислорода над слоем катализатора, так как
догорание оксида углерода в зоне отстоя наносит большой ущерб внутренним
устройствам регенератора, в первую очередь циклонам. Потенциальное тепло
сгорания оксида углерода до диоксида иногда используется в специальных
котлах-утилизаторах с получением пара высокого давления. Однако эти
котлы дороги и не всегда рентабельны. Другим мероприятием,
способствующим обезвреживанию продуктов сгорания кокса, является
применение специального катализатора для полного догорания СО до CO2 в
самом регенераторе.
Принципиальным недостатком процессов в псевдоожиженном слое является
режим, близкий к режиму идеального перемешивания. Коэффициент
использования катализатора при таком режиме относительно низок. Для
устранения этого недостатка была предложена схема реакторного блока, в
котором общий объем псевдо-ожиженного слоя катализатора распределяется
по тарелкам; пары или газы в нем движутся противотоком к
гранулированному материалу. Эскиз ступенчато-противоточного реактора
показан на рис. 20. По данным [12], интенсивность регенерации в этом
аппарате в 9—12 раз, а интенсивность крекинга в 2—3 раза выше, чем в
обычном.
Секционирование слоя позволяет повысить эффективность контакта паров и
катализатора, так как в противоположность сплошному псевдоожиженному
слою каждая секция работает при более узких пределах изменения состава
входящих и выходящих паров. При противотоке катализатора и паров более
активный свежий катализатор контактирует с более каталитически стойкими
парами, и наоборот. Установка ступенчато-противоточного каталитического
крекинга (СПКК) была скомбинирована с блоком каталитического крекинга с
реактором лифтного типа [12]. Продукты реакции после прямоточного
лифт-реактора отделяются от катализатора и поступают в реактор СПКК, где
процесс углубляется.
Рис. 20. Ступенчато-протиъоточный реактор:
В системе, таким образом, циркулируют два потока
катализатора. Повышение селективности двухступенчатого процесса
подтверждается тем, что при увеличении выхода целевых продуктов и
повышении общей глубины превращения выход кокса остался неизменным;
бензин же стал более стабильным, о чем можно судить по снижению его
йодного числа.
Установки каталитического крекинга довольно часто комбинируют с
установками предварительного облагораживания сырья или продуктов
крекинга. Так, в состав комбинированной установки каталитического
крекинга Г-43/107 мощностью
2 млн. т нефти в год входят следующие блоки: гидроочистка вакуумного
дистиллята, каталитический крекинг, ректификация и
газофракционированиепродуктов крекинга [13]. Блок каталитического
крекинга работает на цеолитсодержащем катализаторе, обеспечивающем
получение высокооктанового компонента автобензина, фракцию дизельного
топлива (легкого газойля), тяжелых газойлей (котельного топлива или
сырья для технического углерода, сырья коксования) и компонентов
углеводородного газа (сухого газа-топлива, бутан-бутилена— сырья для
алкилирования, пропан-пропилена — сырья для получения полипропилена).
Предварительная гидроочистка сырья повышает выход целевых продуктов
крекинга, в частности автобензина на 8%, и уменьшает выход кокса на 20%
(считая на продукт).
Реактор лифтного типа показан на рис. 21. Реакционная зона, в которой
крекируются свежее сырье и рециркулят, заканчивается зоной
форсированного псевдоожиженного слоя. Регенерируется катализатор в
двухзонном секционированном регенераторе (аналогичном изображенному на
рис. 19).