Cтраница 2
I данные показывают, что при парциальном давлении водорода 10 - 20 от и температуре 400 - 430 С термодинамически возможно протекание реакций частичного дегидрирования нафтеновых углеводородов и некоторой дегидроциклизации парафиновых углеводородов, в результате чего образуется нужный для гидроочистки водород. Поэтому катализатор процесса автогидроочистки кроме обессеривающей активности должен обладать и дегидрирующими функциями - способностью отщеплять водород от углеводородов. [16]
Процесс автогидроочистки применим к более ограниченному кругу сырья; в основе его лежит совмещение реакций гидрирования сернистых, смолистых и частично непредельных соединений с реакциями дегидрирования нафтеновых углеводородов, дающих водород. Вследствие этого эффективных результатов удается достигнуть при переработке прямогонных дистиллятов: реактивного топлива, осветительных керосинов, легкого дизельного топлива. По-видимому, возможна очистка и более тяжелых дистиллятов v, присутствии легких, а также облагораживание смесей прямогонных с небольшим количеством вторичных дистиллятов. [17]
Было установлено, что в первых реакторах установки целесообразна максимальная объемная скорость, то есть минимальная загрузка катализатора, поскольку даже при малом времени контакта сырья с катализатором протекает реакция дегидрирования нафтеновых углеводородов. [18]
На основании данных по изменению химического состава и температуры по высоте слоя катализатора в реакторе авторы в работе [32] делали вывод о том, что количество катализатора в первых реакторах должно быть таким, чтобы температура понижалась до значения, при котором прекращаются реакции дегидрирования нафтеновых углеводородов. Количество катализатора в последнем реакторе должно быть таким, при котором устанавливалось бы необходимое соотношение между концентрацией ароматических углеводородов в катализате и производительностью установки. Четвертый реактор наиболее выгодно применять на высокопроизводительных установках, так как в этом случае в последний реактор приходится загружать большое количество катализатора. [19]
Объем пор и размер зерен влияют на селективность, стабильность и активность контакта. При быстро проходящей реакции дегидрирования нафтеновых углеводородов контакты с большим средним радиусом пор и более широкой кривой распределения по размерам пор позволяют получать лучшие результаты. [20]
При неизменных температуре и давлении низкие объемные скорости усиливают реакцию гидрокрекинга, так как она протекает сравнительно медленно. На реакцию дегидрирования нафтеновых углеводородов снижение объемной скорости оказывает малое влияние, так как она в присутствии платиновых катализаторов идет с большой скоростью. При низких объемных скоростях выход стабильного катализата уменьшается, а содержание в нем фракций, выкипающих до 100 С, увеличивается. [21]
Процесс осуществляется в три ступени: реакторы I и II ступени включены последовательно, а два реактора ГП ступени включены параллельно, один из которых может служить резервным. В первых двух ступенях протекают в основном реакции дегидрирования нафтеновых углеводородов и изомеризации парафиновых углеводородов. На последней ступени в более жестких условиях интенсифицируются реакции дегидроциклизации парафинов и гидрокрекинга, сопровождаемые отложением кокса на катализаторе. Для увеличения длительности рабочего цикла предусмотрена возможность отключения одного параллельно работающего реактора III ступени с целью проведения в нем регенерации катализатора без прекращения эксплуатации всей установки. При снижении же активности катализатора в реакторах I и П ступени прекращается подача сырья и регенерацию катализатора проводят во всех реакторах одновременно. [22]
Понижение температуры в большей степени сказывается на снижении скорости деструкции нафтеновых углеводородов, чем на скорости их дегидрирования. Таким образом, применение высоких объемных скоростей и сравнительно низких температур в первых реакторах позволяет осуществить реакцию дегидрирования нафтеновых углеводородов с высокой селективностью. Однако в подобных условиях глубина превращения нафтеновых в ароматические углеводороды в первом реакторе протекает недостаточно глубоко, и для достижения требуемой глубины превращения необходимо предусмотреть дополнительно один или два реактора. [23]
При каталитическом риформинге из бензиновых фракций прямой гонки получают катализат - компонент высокооктанового бензина, ароматические углеводороды. Процесс проводят в реакторах при 470 - 530 С, давлении 0 6 - 2 4 МПа в среде водородсодержащего газа. В результате протекания реакций дегидрирования нафтеновых углеводородов до ароматических, дегидроциклизации и изомеризации образуется избыточный водород, направляемый на установки гидроочистки нефтепродуктов. [24]
Как видно из табл. 10, реакции собственно обессеривания и насыщения олефинов экзотермичны. Известно, что реакции гидрокрекинга и насыщения ароматических углеводородов ( если оно происходит) также экзотермичны. С другой стороны, реакция дегидрирования нафтеновых углеводородов эндотермична. Поэтому суммарная реакция процесса гидрогенизационного обессеривания может быть экзотермичной. [25]
Установка имеет четыре сферических реактора с внутренней тепловой изоляцией. В процессе магнаформинга предусматривается селективное превращение отдельных групп углеводородов при работе реакционной зоны в оптимальных условиях по количеству загружаемого катализатора, температуре и мольному отношению водород: сырье. В первых реакторах установки осуществляют в основном реакции дегидрирования нафтеновых углеводородов, в последнем реакторе - реакции дегид-роциклизации парафиновых углеводородов. [26]
При увеличении времени контакта наряду с дегидрированием могут протекать нежелательные реакции деструкции нафтеновых углеводородов. Понижение температуры в большей степени сказывается на снижении скорости деструкции нафтеновых углеводородов, чем на скорости их дегидрирования. Таким образом, применение высоких объемных скоростей и сравнительно низких температур позволяет осуществить реакцию дегидрирования нафтеновых углеводородов с высокой селективностью. Однако в подобных условиях глубина превращения нафтеновых в ароматические углеводороды в первом реакторе может протекать недостаточно глубоко. [27]
Алюмоплатиновые катализаторы RD-150 и RD - 150C, содержащие соответственно 0 6 и 0 35 вес. Процесс осуществляется в три ступени. Реакторы I и II ступени включены последовательно. Два реактора III ступени включены параллельно. В первых двух ступенях протекают в основном реакции дегидрирования нафтеновых углеводородов к изомеризации парафиновых углеводородов. На последней ступени в более жестких условиях интенсифицируются реакции дегидро-циклизации, сопровождаемые отложением кокса на катализаторе. Для увеличения длительности рабочего цикла предусмотрена воз - Д можность отключения одного параллельно установленного реактор ра III ступени с целью проведения в нем регенерации катализато-1 ра без прекращения работы всей установки. При снижении актив-1 ности катализатора в реакторах I и II ступени прекращается. Таким образом, указанная схема является как бы npoj межуточной между схемами процессов с одновременной регенера. [28]