Cтраница 3
Это было подтверждено результатами анализа. После присоединения около одной молекулы водорода ( 29 %) в газе было найдено в среднем 45.1 % винилацетилена, 31.6 % дивинила, 18 % бу-тиленов и 5.5 % предельных углеводородов. [31]
Однако с повышением глубины полимеризации внизу реактора, где концентрация олефинов низкая, создаются благоприятные условия для вторичных процессов полимеризации ( образование тримеров, тетрамеров и более высокомолекулярных полимеров), что в данном случае нежелательно. Но это может сопровождаться потерей олефинов с отработанной ББФ. Для более полного вовлечения бу-тиленов в процесс полимеризации часть отработанной ББФ после ректификационной колонны возвращается в реактор. [32]
Катализатор АШНЦ-1 с цеолитом типа X имеет ограниченные - возможности применения и рекомендуется для переработки относительно легкого сырья. Осталь - ные катализаторы содержат цеолит типа У. В последние годы с целью увеличения выработки бу-тиленов выпущен катализатор АШНЦ-12, отличающийся от АШНЦ-3 пониженным содержанием цеолита. [33]
Количество примесей, поступающих в j реактор, существенно различается на разных заводах. Точно зная ] состав примесей, можно объяснить неодинаковую потребность в 1 серной кислоте на разных установках алкилирования. На большинстве заводов предпочитают в качестве олефинового сырья использовать смесь пропилена и бу-тиленов, если только имеется достаточное количество изобутана. При такой технологии на расход свежей серной кислоты заметно влияет управление работой деэтанизатора, однако возможны случаи, когда концентрация этан-этиленовой фракции в олефиновом сырье незначительна. [34]
Подобные установки строятся также и в других странах, в частности в ФРГ, Англии и Франции. Новые заводы в США проектируют, как правило, по одностадийному процессу. Он более экономичен, так как в нем по сравнению с двухстадийным процессом расходуется меньше пара. Кроме того, при одностадийном процессе отпадает необходимость в разделении бутана и бу-тиленов. [35]
В заводской практике процесс каталитического крекинга проводится в пределах 450 - 500 С. В этом интервале температур процесс образования бензина близок к оптимальному. Повышение температуры крекинга до 510 - 550 С сопровождается значительным увеличением выхода газа и кокса и глубокой ароматизацией каталитического газойля. На установках с циркулирующим катализатором, при прочих равных условиях, с ростом температуры в рабочей зоне реактора повышаются общая глубина превращения сырья, выход сухого газа, фракций С3 и С4 и, соответственно, содержание в этих фракциях пропилена и бу-тиленов. Выход бензина также растет, но отношение выхода дебутанизированного бензина к сумме выходов сухого газа, кокса и фракции d значительно снижается. Октановое число получаемого дебутанизированного бензина и плотность каталитического газойля с повышением температуры возрастают. В табл. 17 показано влияние повышения температуры крекинга тяжелого солярового дистиллята на выходы и качество продуктов при объемной скорости 1 мг / м3ч, кратности циркуляции катализатора 1 5 и индексе активности шарикового синтетического алюмосиликата. [36]
На указанной установке содержание бутилена и бутадиена и конечном газе составляет 44 % нес. Рециркуляция бутилена при этом не применяется. Подобные установки строятся также и в других странах, в частности в ФРГ, Англии и Франции. Новые заводы в США проектируют, как правило, по одностадийному процессу. Он более экономичен, так как в ием по сравнению с двухстадийным процессом расходуется меньше пара. Кроме того, при одностадийном процессе отпадает необходимость в разделении бутана и бу-тиленов. [37]