Способ получения ароматических углеводородов из широкой фракции легких углеводородов в газовой фазе

Изобретение относится к области нефтеперерабатывающей и нефтехимической промышленности. Более конкретно, изобретение относится к способу переработки алифатических углеводородов в концентрат ароматических углеводородов или высокооктановый компонент бензина производства бензинов или концентратов ароматических соединений на цеолитном катализаторе в многополочном реакторе или нескольких независимых последовательных реакторах с распределенной подачей сырья и распределенной регулируемой подачей воды.

Получение синтетического топлива и(или) концентрата ароматики из попутного нефтяного газа является широко известной решенной научно-технической задачей, в том числе через получение синтез-газа и его последующую переработку. Однако такой подход, подразумевающий получение метанола, не является единственным возможным вариантом.

Из уровня техники известна технология получения высокооктанового бензинового продукта методом цеоформинг - процесс каталитической переработки низкооктановых бензиновых фракций (прямогонные бензиновые фракции нефтей и газовых конденсатов, газовые бензины и другие фракции, выкипающие в интервале температур 35-200°С) в высокооктановые неэтилированные бензины на цеолитсодержащих катализаторах, а также различные варианты развития данной технологии.

Известна технология преобразования диметилового эфира, например, [RU 2160160 Опубликовано: 10.12.2000 Бюл. № 34]. Данное изобретение относится к процессу получения жидких углеводородов, обогащенных изо- и циклопарафинами, которые могут быть использованы в качестве добавки при производстве высокооктановых бензинов с содержанием ароматических углеводородов не более 30 мас.%. Жидкие углеводороды получают из диметилового эфира с использованием катализатора на основе кристаллического алюмосиликата типа пентасилов с SiO₂/Al₂O₃=25-100, содержащего 0,05-0,1 мас.% оксида натрия, и связующего компонента, который дополнительно содержит оксид цинка и оксиды редкоземельных элементов при следующем соотношении компонентов, мас.%: Zn0 0,5-3,0, оксиды РЗЭ 0,1-5,0, кристаллический алюмосиликат 65-70, связующее остальное. Катализатор активируют на воздухе при 540-560°С. Процесс осуществляют при давлении 0,1-10 МПа, температуре 250-400°С, объемной скорости подачи сырья 250-1100 ч-1.

Из уровня техники также известен цеолитсодержащий катализатор, способ его получения и способ превращения алифатических углеводородов в концентрат ароматических углеводородов или высокооктановый компонент бензина [RU 2221643 Опубликовано: 20.01.2004 Бюл. № 2]. В данном техническом решении описан непосредственно катализатор, способ его получения и способ превращения алифатических углеводородов в концентрат ароматических углеводородов или высокооктановый компонент бензина (варианты) путем пропускания газообразной смеси низкомолекулярных предельных углеводородов или паров прямогонной бензиновой фракции нефти через слой цеолитсодержащего катализатора.

Также известно решение [RU 2172212 Опубликовано: 20.08.2001 Бюл. № 23], относящееся к катализатору превращения алифатических углеводородов C2-C12 высокооктановый компонент бензина или концентрат ароматических углеводородов, содержащий высокремнеземный цеолит группы пентаксилов с мольным отношением SiO2/Al2O3 = 20-80 и остаточным содержанием оксида натрия не более 0,4 мас. %, оксид цинка, смесь двух или более оксидов редкоземельных элементов, выбранных из группы Ce, La, Nd, Pr, связующий компонент (γ - Al₂O₃, кристаллическая двуокись кремния, синтетический алюмосиликат, глина, двуокись циркония и др.). Однако в примерах осуществления изобретения приводятся данные, что данный состав катализатора обеспечивает повышение выхода жидких C5+ углеводородов и повышение содержания в них ароматических углеводородов. Образцы катализаторов, приготовленные по данному патенту были испытаны в реакции превращения низкооктанового (О.ч. = 52 пункта по М.М.) газоконденсатного бензина при условиях: температура 430°C; давление 1,5 МПа; объемная скорость подачи сырья (по жидкости) 1,5 ч^-1 . По результатам испытаний был достигнут выход углеводородов С5+ до 76 % мас. с содержанием ароматики до 34,7 % мас. и ОЧ (по моторному методу) до 85,8.

Приведенные аналоги характеризуются очевидными недостатками - использование широкого диапазона фракций, в отдельных случаях до С12 снижает ценность описываемой технологии. Переработка же фракций С1 - С4 с высокими показателями получения бензина или концентрата ароматики, что представлялось бы более ценным решением для промышленного применения, в достаточной степени в указанных аналогах в должной степени не раскрыто.

Также из уровня техники известен способ [US 4677235, Опубликовано 30.06.1987] получения ароматических углеводородов из природного газа, содержащего азот, метан, этан, пропан и бутан. Способ включает сжатие и подачу выходящего из зоны реакции дегидроциклодимеризации потока, содержащего водород, этан, пропан и ароматические углеводороды C6+, в зону парожидкостной сепарации, работающую при условиях (в том числе при давлении выше 2,8 МПа), эффективных для разделения поступающих компонентов на парофазный отходящий поток, содержащий азот, водород и метан, и жидкофазный I поток процесса, содержащий этан, пропан и ароматические углеводороды C6+, подачу сырьевого природного газа в зону парожидкостной сепарации; подачу I потока процесса в зону фракционирования, содержащую хотя бы одну ректификационную колонну, работающую при условиях, эффективных для разделения углеводородов I потока процесса на хотя бы II поток процесса, содержащий пропан, и I поток продуктов, содержащий углеводороды C6+, и выведение этого потока из процесса; подачу II потока процесса в зону дегидроциклодимеризации, работающую в условиях дегидроциклодимеризации, в том числе при давлении менее 0,7 МПа, и производящую поток, выходящий из зоны реакции.

В описанном способе сырье, поступающее в зону реакции дегидроциклодимеризации, отделяют от метана с экономически приемлемой степенью чистоты, что, однако, предполагает использование высокого давления или глубокого холода. В предпочтительном варианте зона фракционирования состоит из нескольких фракционирующих колонн для выделения этана и пропан-бутановой фракции, которая и является сырьем для зоны реакции. Однако, этим сырьем могут быть и легкие углеводороды C2-C4, выделенные из I потока процесса в одной фракционирующей колонне как II поток процесса.

Или способ [RU 2139844, Опубликовано: 20.10.1999]: в зону реакции дегидроциклодимеризации подают неконденсируемые компоненты и углеводороды C2-C4 сырья и рецикловые потоки. Азот, метан и этан являются теплоносителями, обеспечивающими эндотермическое превращение пропана и бутана, что позволяет осуществить реакцию дегидроциклодимеризации сырья в одноступенчатом адиабатическом реакторе без промежуточного подогрева частично превращенного сырья, усложняющего конструкцию реактора и печи. В способе получения ароматических углеводородов из попутного газа при реакции дегидроциклизации компонентов C3+ сырья на цеолитсодержащих катализаторах поток поток, выходящий из зоны реакции и содержащий водород, алканы С1-С4 и ароматические углеводороды С6+, подают в зону сепарации, из зоны сепарации выводят парофазный поток, содержащий водород и метан, и жидкофазный I поток процесса, содержащий пропан, бутан и ароматические углеводороды С6+, подают I поток процесса в зону фракционирования и разделяют его на хотя бы II поток процесса, содержащий пропан и бутан, и I поток продуктов, содержащий ароматические углеводороды С6+, подают II поток процесса в зону реакции дегидроциклодимеризации, работающую в условиях дегидроциклодимеризации, и получают поток, выходящий из зоны реакции, отличающийся тем, что парофазный поток из зоны сепарации содержит также этан, и в зону реакции подают сырье, содержащее алканы С1-С4, и часть парофазного потока из зоны сепарации.

Наиболее близким аналогом является способ превращения алифатических углеводородов в концентрат ароматических углеводородов или высокооктановый компонент бензина, запатентованный в составе группы изобретений [RU 2221643, Опубликовано: 19.6.2002]. В рамках группы изобретений приводятся сведения о возможности получения с помощью цеолитного катализатора конденсированной фазы концентрата ароматических углеводородов непосредственно из низкомолекулярных газообразных углеводородов, например из попутных нефтяных газов и широкой фракции легких углеводородов (ШФЛУ). Технический результат относительно способа, основанного на использовании предлагаемого цеолитсодержащего катализатора для превращения алифатических углеводородов в концентрат ароматических углеводородов или высокооктановый компонент бензина, достигается путем пропускания газообразной смеси низкомолекулярных предельных углеводородов (сырье) (2,2 мас.% этана, 73,7 мас.% пропана, 24,1 мас. % i- и n-бутана) через слой катализатора, нагретого до температуры 500-600°С.

Ценность описанных выше аналогов представляется именно в том, что, в данном случае в том числе технически, исключается метановая составляющая и осуществляется переработка на цеолитном катализаторе непосредственно легких углеводородов с получением ароматических соединений в качестве целевого продукта.

К недостаткам же можно отнести неравномерность протекания реакции за счет использования одного реакционного объема, в том числе за счет распределения температурного поля по слою катализатора и как следствие - снижение показателей по выходу целевого продукта, а также снижение каталитической активности из-за закоксованности катализатора, что приводит к необходимости его замены и(или) регенерации. Данная проблема пропорциональна шагу масштабирования технологии. В реакторах большего объема, ситуация будет усугубляться данными негативными факторами в большей степени.

Необходимо отметить, что использование многореакторной схемы, или реакторов с несколькими независимыми реакционными зонами, является закономерным развитием технологий «цеоформинга» и его вариаций (метаформинг, ароформинг). В частности, необходимо отметить оптимальность подхода с использованием многополочных реакторов, то есть реакторов, в которых преднамеренно созданы несколько меньших относительно одного сопоставимого по массо-габаритным характеристикам реактора независимых реакционных объемов, которые позволяют вести более контролируемые процессы переработки сырья и оперативно корректировать параметры протекания реакции в каждой из реакционных зон. Подтверждением тому могут являться известные из уровня техники решения. Например, способ WO/2017/155424 [WO 2017155424, дата публикации 14.09.2017], при котором поток сырьевых компонентов, аналогичный предыдущему приведенному в уровне технике способу, очищают, а после подают в многополочный реактор, где реакцию проводят в присутствии цеолитсодержащего катализатора, целевым продуктом которой является высокооктановый бензин. На выходе из реактора происходит разделение продукта конверсии с одновременным отведением реакционной воды и отходящих газов. В качестве реактора используют реактор, содержащий не менее двух реакционных зон, между которыми дополнительно располагают средства для смешивания продукта реакции из предыдущей реакционной зоны и подаваемых спирта и олефинсодержащего сырья.

Заявляемое изобретение позволит оптимизировать процессы получения бензинов или концентрированных ароматических соединений из доступного и, как правило, низкомаржинального, а в отдельных случаях - утилизируемого, сырья.

Техническим результатом является способ получения ароматических углеводородов из широкой фракции легких углеводородов в газовой фазе в многополочном реакторе или нескольких независимых последовательных реакторах с распределенной подачей сырья и распределенной регулируемой подачей воды.

Технический результат достигается решением задачи проведения реакции в реакторе, включающем не менее двух независимых реакционных зон, либо в не менее двух последовательных реакторах (далее - независимых реакционных зон) при котором осуществляется подача углеводородного сырья - ШЛФУ, в частности - попутного нефтяного газа (далее - углеводородная фракция, УВФ), и воды в пропорции соответственно 76…85 % / 15 … 24 %. При этом обеспечивается распределенная подача сырьевых потоков. Углеводородная фракция (УВФ) подается по меньшей мере в первую реакционную зону. Вода подается в первую и последующие реакционные зоны. Подача воды осуществляется в виде водяного пара. Объемная подача воды осуществляется в соотношении: в первую реакционную зону - до 50 % от общего объема подаваемой воды, во вторую - от остальное, при осуществлении варианта с двумя реакционными объемами. При реализации схемы с тремя и более реакционными зонами, подача воды осуществляется в соотношении: в первую реакционную зону - 20…30 % от общего объема подаваемой воды, во вторую и последующие - остальное, при этом объем от 70 % до 80 % распределяется между последующими реакционными зонами в равных долях или таким образом, чтобы в каждую последующую реакционную дону подавалось больше воды, чем в предыдущую. При этом, в зависимости от параметров температуры в различных реакционных зонах, объемная скорость подачи воды может регулироваться, при этом общий объем поданной воды сохраняется в пределах указанный в суммарном объеме диапазоне.

Применение воды в каталитических процессах нефтепереработки в целом является распространенной практикой. Однако в вариантах развития технологий «цеоформинга», до настоящего времени не практиковалось проведение реакций для получения целевого продукта с распределенной подачей сырья по двум и более реакционным зонам и регулируемым добавлением воды в каждую реакционную зону в зависимости от температуры в слое катализатора, а именно в зависимости от перепадов по температурному полю, при переработке ШЛФУ на цеолитном катализаторе. Для контроля перепадов температуры в каждом реакционном объеме располагается от трех датчиков температуры, например, термопар, расположенных в верхней части, в середине и в нижней части реакционного объема в слое катализатора. При этом чем больше реакционный объем, тем большее количество точек контроля температуры необходимо обеспечить для контроля однородности температурного поля. Например, возможно расположение датчиков температуры от центра к стенкам и большее количество точек контроля температуры в распределении по слою катализатора. Необходимость контроля температуры и равномерности температурного поля обусловлена характером протекания реакции с выделением тепла.

Способ осуществляется следующим образом:

Углеводородный поток, в частности, представляющий собой попутный нефтяной газ (ПНГ), который может являться побочным продуктом при добыче нефти, направляется по технологической линии в камеру смешения, или клапан смешения туда же подводится и поток воды.

Пропорции подаваемых в первую реакционную зону компонентов составляют 76…85 (углеводороды) - 15 … 24 (вода). В каждую реакционную зону загружается цеолитный катализатор на основе цеолита ZSM-5. Реакция проводится при следующих параметрах: температура 550 … 650°С, давление 10 … 12 атм., время реакции пропорционально объему реакционных зон в зависимости от объемной скорости подачи сырья.

Далее к второй и, в случае наличия таковых, последующим реакционным зонам по подведенным технологическим трубопроводам подается вода и, в зависимости от варианта осуществления, углеводородный поток. Объемный расход по воде является регулируемым. Количество реакционных зон обуславливается производительностью установки исходя из того, что больший объем в большей степени склонен к неравномерности температурного поля по слою катализатора. Параметры распределенной подачи и осуществляемой реакции в различных вариантах приведены в таблице 1.

В качестве катализатора использовался цеолитный на основе ZSM-5 следующего состава:

Модуль цеолита ZSM-5, SiO₂/Al₂O₃, моль/моль: 43;

Доля цеолита группы пентасилов, мас. %: 68.

Доли компонентов катализатора, мас. % (в пересчете на прокаленный при 550°С):

Диоксид кремния: 72,5;

Оксид алюминия: 22,6;

Оксид цинка: 3,4;

Оксид натрия: 0,007;

Сумма оксидов РЗЭ: 1,5.

Однако известна практика применения цеолитных катализаторов иного состава с незначительными отклонениями по параметрам реакций от описанных примеров осуществления и без ухудшения качества получаемого продукта.

Поток продукта после последовательного прохождения всех реакционных объемов разделяют на углеводородную фракцию продукта и водную фракцию продукта. Водную фракцию продукта отводят.

Углеводородная фракция продукта далее разделяется на жидкий углеводородный продукт и газообразный продукт, в частности, методами фракционирования и стабилизации. Газообразный продукт может дополнительно разделяться на фракцию газообразного продукта, обогащенную углеводородами С3-С4, и фракцию газообразного продукта, обогащенного углеводородами С1-С2.

Основной компонент жидкого углеводородного продукта - углеводороды С5+ (углеводороды с количеством атомов углерода пять и более). В зависимости от целей конкретного производства, жидкий углеводородный продукт может содержать не только углеводороды С5+, но и различное количество растворенных газов С1-С4. В частности, при производстве автомобильных бензинов, обычно допускается присутствие до 3-5 мас. % растворенных газов в летних бензинах и до 5-7 мас. % растворенных газов в зимних бензинах. Газообразный продукт может включать углеводороды С1-С4, азот, водород и другие неорганические газы, а также более тяжелые углеводороды. Отмечается, что удается добиться температуры конца кипения получаемого углеводородного продукта менее 215°С, а также содержания смол в продукте ниже 5 мг/см3, обеспечить равномерность и контролируемость процесса по температуре, упростить сырьевую логистику и вместе с тем удешевить себестоимость по используемому сырью. Помимо этого, реализация изобретения приводит к уменьшению коксовых отложений при сохранении достаточной каталитической активности катализатора.

Далее осуществление изобретения и его промышленная применимость проиллюстрированы рядом примеров.

Для проведения экспериментов использовалась установка вышеописанной схемы с равными объемами реакционных зон 3 л., объемом загрузки катализатора не более 2 л. на каждую реакционную зону. Рабочее давление 10 - 12 атм.

В качестве сырья для экспериментов применялась модельная смесь ПНГ следующего состава: нормальные парафины - 79,05%, изопарафины - 20,95%. Состав жидкого углеводородного продукта подробно описан в таблице 2.

Пример 1. (согласно известному уровню техники, без воды, с одним реакционным объемом)

Температура: 550°С. Объемная скорость подачи 338.7 ч ^-1. Давление: 12 атм.

По результатам испытаний выход углеводородов С5+ на тонну сырья: 40,0 %; ОЧИ 110,8.

Пример 2. (согласно известному уровню техники, но с водой, с одним реакционным объемом

Подача углеводородной фракции (ПНГ) и воды в пропорции соответственно 84,8/15,2. Температура: 550°С. Объемная скорость подачи 338.7 ч ^-1. Давление: 12 атм.

По результатам испытаний выход углеводородов С5+ на тонну сырья: 33,9 %; ОЧИ 113,7.

Пример 3

Подача углеводородной фракции (ПНГ) и воды в пропорции соответственно 84,8/15,2 осуществлялась распределенно по 3 реакционным объемам следующим образом:

ПНГ: 67 % первый реакционный объем; 33 % второй реакционный объем.

Вода: 50 % первый реакционный объем; 50 % второй реакционный объем.

Температура: 550°С. Объемная скорость подачи по реакционным объемам R1/R2 соответственно 227,2/341,4 ч ^-1. Давление: 12 атм.

По результатам испытаний выход углеводородов С5+ на тонну сырья: 35,1 %; ОЧИ 113,9.

Пример 4

Подача углеводородной фракции (ПНГ) и воды в пропорции соответственно 84,8/15,2 осуществлялась распределенно по 2 реакционным объемам следующим образом:

ПНГ: 100 % первый реакционный объем.

Вода: 30 % первый реакционный объем; 70 % второй реакционный объем.

Температура: 550°С. Объемная скорость подачи по реакционным объемам R1/R2 соответственно 268,9/356,0 ч ^-1. Давление: 12 атм.

По результатам испытаний выход углеводородов С5+ на тонну сырья: 34,8 %; ОЧИ 112,9.

Пример 5

Подача углеводородной фракции (ПНГ) и воды в пропорции соответственно 85/15 осуществлялась распределенно по 3 реакционным объемам следующим образом:

ПНГ: 100 % первый реакционный объем.

Вода: 30 % первый реакционный объем; 30 % второй реакционный объем; 40 % третий реакционный объем.

Температура: 550°С. Объемная скорость подачи по реакционным объемам R1/R2/R3 соответственно 271,8/349,5/401,8 ч ^-1. Давление: 12 атм.

По результатам испытаний выход углеводородов С5+ на тонну сырья: 33,8 %; ОЧИ 110,9.

Пример 6

Подача углеводородной фракции (ПНГ) и воды в пропорции соответственно 84,8/15,2 осуществлялась распределенно по 3 реакционным объемам следующим образом:

ПНГ: 100 % первый реакционный объем.

Вода: 30 % первый реакционный объем; 30 % второй реакционный объем; 40 % третий реакционный объем.

Температура: 600°С. Объемная скорость подачи по реакционным объемам R1/R2/R3 соответственно 271,8/349,5/401,8 ч ^-1. Давление: 12 атм.

По результатам испытаний выход углеводородов С5+ на тонну сырья: 46,7 %; ОЧИ 111,6.

Пример 7

Подача углеводородной фракции (ПНГ) и воды в пропорции соответственно 84,8/15,2 осуществлялась распределенно по 3 реакционным объемам следующим образом:

ПНГ: 100 % первый реакционный объем.

Вода: 30 % первый реакционный объем; 30 % второй реакционный объем; 40 % третий реакционный объем.

Температура: 650°С. Объемная скорость подачи по реакционным объемам R1/R2/R3 соответственно 271,8/349,5/401,8 ч ^-1. Давление: 12 атм.

По результатам испытаний выход углеводородов С5+ на тонну сырья: 55,8 %; ОЧИ 112,9.

Пример 8

Подача углеводородной фракции (ПНГ) и воды в пропорции соответственно 84,8/15,2 осуществлялась распределенно по 3 реакционным объемам следующим образом:

ПНГ: 100 % первый реакционный объем.

Вода: 20 % первый реакционный объем; 30% второй реакционный объем; 50 % третий реакционный объем.

Температура: 550°С. Объемная скорость подачи по реакционным объемам R1/R2/R3 соответственно 248,3/278,9/354,1 ч ^-1. Давление: 12 атм.

По результатам испытаний выход углеводородов С5+ на тонну сырья: 31,2 %; ОЧИ 113,1.

Пример 9

Подача углеводородной фракции (ПНГ) и воды в пропорции соответственно 84,8/15,2 осуществлялась распределенно по 3 реакционным объемам следующим образом:

ПНГ: 70 % первый реакционный объем; 30 % второй реакционный объем.

Вода: 30 % первый реакционный объем; 30% второй реакционный объем; 40 % третий реакционный объем.

Температура: 550°С. Объемная скорость подачи по реакционным объемам R1/R2/R3 соответственно 198,5/250,4/376,3 ч ^-1. Давление: 12 атм.

По результатам испытаний выход углеводородов С5+ на тонну сырья: 44,2 %; ОЧИ 110,9.

Пример 10

Подача углеводородной фракции (ПНГ) и воды в пропорции соответственно 85/15 осуществлялась распределенно по 3 реакционным объемам следующим образом:

ПНГ: 70 % первый реакционный объем; 30 % второй реакционный объем.

Вода: 30 % первый реакционный объем; 30 % второй реакционный объем; 40 % третий реакционный объем.

Температура: 550°С. Объемная скорость подачи по реакционным объемам R1/R2/R3 соответственно 195,5/248,4/372,3 ч ^-1. Давление: 10 атм.

По результатам испытаний выход углеводородов С5+ на тонну сырья: 41,3 %; ОЧИ 108,9.

Пример 11

Подача углеводородной фракции (ПНГ) и воды в пропорции соответственно 76/24 осуществлялась распределенно по 3 реакционным объемам следующим образом:

ПНГ: 70 % первый реакционный объем; 30 % второй реакционный объем.

Вода: 30 % первый реакционный объем; 30 % второй реакционный объем; 40 % третий реакционный объем.

Температура: 550°С. Объемная скорость подачи по реакционным объемам R1/R2/R3 соответственно 224,3/305,1/423,3 ч ^-1. Давление: атм.

По результатам испытаний выход углеводородов С5+ на тонну сырья: 35,4 %; ОЧИ 107,4.

Пример 12

В данном примере намеренно был осуществлен перегрев в третьем реакционном объеме. В моменте температура была поднята до 600°С. Подача углеводородной фракции (ПНГ) и воды изначально предполагалось в пропорции соответственно 79/21.

При равномерном протекании реакции распределение по реакционным объемам составило бы:

ПНГ: 100 % первый реакционный объем.

Вода: в равных объемах везде - 33,(3)

Для ликвидации перегрева была увеличена подача воды в третий объем. Из-за дополнительно поданной воды во второй объем соотношение по воде изменилось следующим образом: 30 % первый реакционный объем; 30% второй реакционный объем; 40 % третий реакционный объем.

Соотношение всех подаваемых компонентов (УВФ - Д, ОФ - А и воды) составило соответственно: 76,3/23,7

Температура была стабилизирована на заданном значении 550°С. Давление реакции: 12 атм.

По результатам испытаний выход углеводородов С5+ на тонну сырья: 43,1 %; ОЧИ 109,3.

Пример 13

Подача углеводородной фракции (ПНГ) и воды в пропорции соответственно 76/24 осуществлялась распределенно по 3 реакционным объемам следующим образом:

ПНГ: 100 % первый реакционный объем.

Вода: 30 % первый реакционный объем; 30% второй реакционный объем; 40 % третий реакционный объем.

Температура: 600°С. Объемная скорость подачи по реакционным объемам R1/R2/R3 соответственно 301,8/367,5/432,8 ч ^-1. Давление: 12 атм.

По результатам испытаний выход углеводородов С5+ на тонну сырья: 45,2 %; ОЧИ 110,2.

Пример 14

Подача углеводородной фракции (ПНГ) и воды в пропорции соответственно 84,8/15,2 осуществлялась распределенно по 3 реакционным объемам следующим образом:

ПНГ: 60 % первый реакционный объем; 40% второй реакционный объем

Вода: 30 % первый реакционный объем; 30% второй реакционный объем; 40 % третий реакционный объем.

Температура: 550°С. Объемная скорость подачи по реакционным объемам R1/R2/R3 соответственно 212,8/278,5/384,1 ч ^-1. Давление: 12 атм.

По результатам испытаний выход углеводородов С5+ на тонну сырья: 46,7 %; ОЧИ 111,5.

Пример 15 (сравнительный)

Условия аналогичны примеру 14 с той лишь разницей, что подача воды осуществляется с иным распределением.

Вода: 50 % первый реакционный объем; 30% второй реакционный объем; 20 % третий реакционный объем.

По результатам испытаний выход углеводородов С5+ на тонну сырья: 43,9 %; ОЧИ 110,5.

- * с локальным перегревом в моменте