КОМИТЕТ ПО ВЫСШЕЙ ШКОЛЕ МИНИСТЕРСТВА НАУКИ, ВЫСШЕЙ ШКОЛЫ И ТЕХНИЧЕСКОЙ ПОЛИТИКИ РОССИЙСКОЙ ФЕДЕРАЦИИ
ГОСУДАРСТВЕННАЯ ОРДЕНА ОКТЯБРЬСКОЙ РЕВОЛЮЦИИ И ОРДЕНА ТРУДОВОГО КРАСНОГО ЗНАМЕНИ АКАДЕМИЯ НЕФТИ И ГАЗА им. И. М. ГУБКИНА
А. И. ВЛАДИМИРОВ
УСТАНОВКИ КАТАЛИТИЧЕСКОГО РИФОРМИНГА
Допущено Комитетом по высшей школе Миннауки Российской Федерации в качестве учебного пособия для студентов по специальности "Машины и аппараты химических производств”
МОСКВА Издательство “Нефть и газ' 1993
УДК 665.664.2.013 - 665.664.4
Рецензенты: заведующий кафедрой «Процессы и аппараты химической технологии» МГАХМ, академик РАН Кутепов А. М.;
профессор кафедры «Оборудование нефтегазопереработки» ГАНГ им. И. М. Губкина, д. т. н. Скобло А. И.
Владимиров А. И.
Установки каталитического риформинга. - М.: Нефть и газ, 1993, 60 с.
В учебном пособии приведены технические характеристики и схемы отечественных и зарубежных промышленных установок каталитического риформинга бензиновых фракций, данные о режимах их работы и материальных балансах процесса. Проанализированы технологические условия ведения процесса риформирования и влияние различных параметров на процесс. Рассмотрены конструктивные особенности реакторных блоков установок каталитического риформинга.
Учебное пособие предназначено для студентов специальности 17.05.
Ил. 18, табл. 14, библ. - 16 назв.
© А. И. Владимиров, 1993
1. Введение
Каталитический риформинг (англ, reforming, от reform — переделывать, улучшать) — процесс переработки бензиновых фракций для получения высокооктановых бензинов, выделения товарных ароматических углеводородов (бензола, толуола, ксилолов) и производства технического водорода.
Первые промышленные установки каталитического риформинга появились в 40-х годах и предназначались для облагораживания прямогонных бензиновых и лигроиновых фракций. Разработка и освоение в последующие годы ведущими фирмами мира различных модификаций процесса каталитического риформирования (процессы платформинг, магнаформинг, ультраформинг, пауэр-форминг и др.) значительно изменили технологию переработки углеводородного сырья и ассортимент получаемых продуктов. Были усовершенствованы схемы технологических процессов, появилось новое высокопроизводительное оборудование, разработаны более совершенные катализаторы. Повышенная активность и избирательность катализаторов позволила увеличить производительность существующих установок. Технологические усовершенствования процесса риформинга в последние годы, помимо разработки новых катализаторов, велись в направлениях снижения гидравлического сопротивления реактора, перехода на полунепрерывную и непрерывную регенерацию катализатора.
В настоящее время каталитический риформинг является одним из наиболее распространенных вторичных процессов нефтепереработки и установки каталитического риформинга почти обязательное звено нефтеперерабатывающих и нефтехимических производств. По данным [15] в промышленно развитых странах в 1984 году доля каталитического риформинга к прямой перегонке нефти на нефтеперерабатывающих заводах Японии составила 10,2 %, в Великобритании — 16,0 %, в ФРГ — 16,3 %, в Канаде — 18,3 %, в США — 22,5 %. Это обусловлено как постоянно возрастающим спросом на высокооктановые моторные топлива, так и увеличивающимся потреблением ароматики в качестве сырья в нефтехимической, фармацевтической, лакокрасочной и других отраслях промышленности. Бензол, толуол, ксилолы, другие индивидуальные ароматические углеводороды являются ценным сырьем для получения капролактама, полиуретанов, пластмасс, смол, моющих средств, красителей, лекарственных веществ, растворителей в производстве лаков, красок и других веществ.
3
Однако постоянно увеличивающийся спрос на высокооктановые компоненты моторных топлив и ароматику требует дальнейшего совершенствования технологического и аппаратурного оформления процессов каталитического риформинга, разработки нового высокоэффективного оборудования.
В настоящей работе изложены теоретические основы процессов каталитического риформинга, показано влияние различных факторов на процесс, приведены основные технические характеристики и схемы промышленных установок, рассмотрены вопросы аппаратурно-технологического оформления процесса.
2. Общие сведения о каталитическом риформинге
2.1.	Химизм процесса
При каталитическом риформинге происходят глубокие изменения углеводородного состава сырья. Основой процесса является риформирование бензиновых фракций, содержащих нафтеновые и парафиновые углеводороды, в продукты богатые ароматическими углеводородами и высокооктановыми парафинами изомерного строения. В зависимости от качества применяемого катализатора и параметров процесса при риформинге бензиновых фракций могут протекать следующие реакции:
реакции дегидрирования (дегидрогенизации) нафтеновых углеводородов с образованием ароматических углеводородов
циклогексан	бензол
октановое число 77 октановое число 106
метилциклопентан октановое число 80
метилциклогексан	толуол
октановое число 72 октановое число 103
бензол метилциклопентен циклогексен октановое число 106
4
реакции дегидроциклизации парафиновых, олефиновых и алкила-роматических углеводородов с образование ароматических углеводородов
пентан	метилциклогексан	толуол
октановое число 0 октановое число 72 октановое число 103
реакции изомеризации нафтеновых, парафиновых и ароматических углеводородов с образованием ароматических и малоразветвленных изомеров
метилциклопентан	бензол
октановое число 80 циклогексан октановое число 106
СН3—(СН2)3 —СН3-----------► НЭС — СН — СН2— СН3 j
пентан ,	I изопентан
октановое число 61	СН3 октановое число 90
реакции гидрокрекинга парафиновых углеводородов с образованием углеводородов с меньшей молекулярной массой
-Н,
С8Н18 ----?-► CjHg + С8Н12 ,
н - октан	н - пентан
октановое число 20 пропан октановое число 61
-Н,
С8Н18 ----*-► 2С4Н10 ,
н - октан н - бутан
реакции гидрогенолиза, протекающие на металлических участках катализатора, с образованием газообразных углеводородов, особенно метана
Свн18
н2
-^►с7н16 + сн4 .
н
октан
гептан
метан
Кроме того, при риформинге бензиновых фракций протекают реакции, приводящие к образованию кокса на катализаторе, а также реакции гидроразложения сернистых, азотистых и хлорсодержащих соединений (если они остаются в сырье после его гидроочистки).
О глубине процесса судят по степени ароматизации парафиновых углеводородов, конверсия которых увеличивается с молекулярной массой.
2.2.	Теплота реакции
Реакции дегидрирования и дегидроциклизации нафтеновых и парафиновых углеводородов идут с поглощением теплоты, реакции гидрокрекинга и гидрогенолиза — с выделением теплоты, реакции изомеризации парафиновых и нафтеновых углеводородов имеют слабо-выраженный тепловой эффект. В табл. 1 приведены усредненные мольные тепловые эффекты различных реакций риформинга (АН).
Таблица 1. Тепловые эффекты реакций риформинга «[6].
Реакции	АН, кДж/моль
Дегидрирование нафтеновых	+221
Изомеризация парафиновых	-4,6
Изомеризация нафтеновых	-15,6
Дегидроциклизация нафтеновых (размыкание кольца)	-43,9
Гидрокрекинг парафиновых	-56,4
Дегидроциклизация парафиновых	+260
Тепловой эффект каталитического риформинга бензиновых фракций, возникающий в результате химических превращений в реакторе, пропорционален количеству и глубине реагирующих веществ, содержащихся в исходном сырье. Как показывает практика, величина суммарной затраты тепла на реакции процесса риформирования в основном определяется содержанием в сырье нафтеновых углеводородов.
В табл. 2 представлены средние значения теплот реакции риформинга для различных видов сырья, вычисленные с использованием закона Гесса [3]. Для парафиновых бензинов тепловой эффект реакции риформинга составляет от -50 до -70 ккал/кг сырья, для нафтеновых бензинов от -100 до -140 ккал/кг сырья (для технических расчетов теплоту реакции обычно относят к 1 кг исходного сырья).
Как видно из табл. 1 и 2, процесс риформирования сопровождается интенсивным поглощением тепла и проведение реакции риформинга требует непрерывного подвода тепла в зону реакции. Для снижения перепада температур в реакционном объеме его разделяют на не-
6
Таблица 2. Значения теплового эффекта процесса каталитического риформинга для различных видов сырья [3]
Показатели	Бензин восточной нефти			Бензин иль-ской нефти	Синтии	Бензин гидрогенизации угля
Пределы кипения сырья, "С Содержание, % мае.: нафтенов серы Объемная скорость подачи сырья, ч'1 Содержание ароматических углеводородов в катализате, % мае. Октановое число бензина риформинга Тепловой эффект, ккал/кг сырья Применяемый катализатор	85-165 22,0 0,05 2,0 44,6 75 -70	80-170 22,0 0,01 1,5 47,3 78 -60 плати	80-180 23,0 0,15 1,5 41,5 72 -50 новый	85-170 40,0 0,04 2,0 75 -105	65-180 отсутствуют 0,3-0,6 50-69 -56+-139 алюмомол!	около 50 0,5-0,6 78 -100+-140 ибденовый
•’ синтетическое жидкое топливо, получаемое синтезом из оксида углерода и водорода в присутствии катализаторов (никель, железо, кобальт).
Относитеетая бнсота сам катализатора
Рис. 1. Изменение концентраций углеводородов в реакторах каталитического риформинга.
1 — парафиновые; 2 — ароматические; 3 — нафтеновые.
сколько (от 3 до 6) последовательно соединенных отдельных адиабатических реакторов с промежуточным подводом тепла в реакционную зону, что позволяет значительно уменьшить перепад температур в каждом аппарате (10—70°С). Распределение загрузки катализатора между реакторами зависит от химического состава углеводородного сырья и активности катализатора. Обычно соотношение катализатора между реакторами составляет в трехреакторном блоке 1 :(2-г-3):(4:6), в четырехреакторном блоке — 1:1:1,5:2 [2, 7].
На рис. 1 приведены расчетные и экспериментальные данные (точки) содержания парафиновых, ароматических и нафтеновых углеводородов в жидких продуктах реакции при риформинге фракции 62— 105°С в реакторах каталитического риформинга [1].
2.3.	Сырье каталитического риформинга
Сырьем каталитического риформинга служат прямогонные бензиновые фракции и вторичные бензины с температурой начала кипения не ниже 62°С. Более легкие фракции не содержат компонентов, спо
8
собных превратиться в ароматические углеводороды, поэтому наличие их в сырье приводит к увеличению газообразования и к непроизводительной загрузке установки. В качестве сырья для риформинга используются бензиновые фракции 62—180°С. Применение фракций с температурой кипения выше 180°С нежелательно, т. к. риформирование ее сопровождается увеличением отложений кокса и повышенным образованием газа, сокращая тем самым срок службы катализатора и снижая выход жидких продуктов.
Наилучшие результаты для получения высокооктановых компонентов бензина дает риформинг фракций 85—180°С и 105—180°С, для получения индивидуальных ароматических углеводородов: бензола — риформинг фракций 62—85°С, бензола и толуола — фракций 62— 105°С, ксилолов — фракций 105—140°С, псевдокумола, дурола и изодурола — фракций 130—165°С.
По химическому составу предпочтительней бензиновые фракции богатые нафтеновыми углеводородами, поскольку они легче риформируются в ароматические.
В связи с использованием в процессах риформинга весьма чувствительных к отравлению различными примесями платиновых катализаторов, к сырью риформинга предъявляются жесткие требования по содержанию серы, азота, металлов, влаги и некоторых других веществ.
Сернистые, азотистые, кислородные и металлоорганические соединения снижают активность и длительность работы катализаторов без регенерации.
Для обеспечения стабильной и селективной работы платиновых катализаторов в зависимости от типа катализатора и условий его работы содержание в сырье серы не должно превышать 1—20 млн'1 (в долях мае.), азота — 1—2 млн'1, воды — 5—10 млн'1 и металлов — 1—5 млрд.'1 [8].
Вода, находящаяся в сырье, ухудшает кислотные функции алюмоп-латиновых катализаторов, частично удаляя из них промотированные галоиды. В целях сохранения активности и увеличения срока службы катализаторов содержание влаги в сырье рекомендуется поддерживать на уровне не выше 0,003—0,004 % мае. [7].
Сырье, предназначенное для каталитического риформинга, обычно подвергают гидроочистке. Наряду с сернистыми соединениями при гидроочистке удаляются смолы, непредельные углеводороды, азотистые и металлоорганические соединения.
2.4.	Промышленные катализаторы риформинга
На современных отечественных установках риформинга применяют три типа катализаторов: монометаллические (АП—56, АП—64), биметаллические (КР—101, КР—102) и полиметаллические (КР—104, КР—106, КР—108, КР—ПО), представляющие собой оксид алюминия,
9
промотированный фтором или хлором, с равномерно распределенными по всему объему таблеток платиной (катализаторы серии АП) или платиной и металлическими промоторами (катализаторы серии КР). Характеристики катализаторов риформинга приведены в табл. 3 [5].
Для всех катализаторов насыпная плотность составляет 630— 640 кг/м3; средний коэффициент прочности 0,97—1,06 кг/мм; удельная поверхность не менее 200 м2/г; объем пор 0,65 см3/г; длина экструдатов 5—6 мм, диаметр 1,8 мм (сорт М) или 2,8 мм (сорт К).
Катализаторы риформинга относятся к группе бифункциональных катализаторов и обладают двумя основными функциями: дегидрирующей (гидрирующей) и кислотной. И если кислотную функцию выполняет окись алюминия, являющаяся носителем катализатора, то дегидрирующую (гидрирующую) функцию — обычно металлы VIII группы (платина, палладий, рений, германий, иридий и др.). Регулируя соотношение этих функций можно влиять на эффективность катализаторов.
Металлический компонент катализатора, обладающий дегидриче-скими свойствами, ускоряет реакции дегидрирования и гидрирования. Он также способствует образованию ароматических углеводородов, частичному удалению промежуточных продуктов реакции, ведущих к коксообразованию. Металлы-промоторы полиметаллических катализаторов, помимо взаимодействия с основным активным компонентом катализатора (платиной), влияют на селективность процесса, взаимодействуя с носителем (окисью алюминия).
Кислотные свойства катализатора определяют его крекирующую и изомеризующую активность, а также глубину превращения сырья. Для усиления кислотной функции катализатор, как правило, промо-тируют галогеном, что способствует замедлению реакции крекинга, стабилизует высокую дисперсность платины. В качестве кислотного промотора в состав АП—56 входит фтор, остальные отечественные катализаторы промотированы хлором.
Катализаторы характеризуются рядом показателей, которые в значительной степени определяют их эксплуатационные свойства. Важнейшими из них являются: активность, селективность и стабильность.
Активность катализатора характеризует глубину превращения сырья при заданных объемных скоростях. Показателем активности служит октановое число катализата или содержание в нем ароматических углеводородов.
Под селективностью (избирательностью) катализатора понимается способность его ускорять целевые реакции процесса. Требования максимальной селективности к катализатору риформинга сводятся к обеспечению наибольших выходов жидких продуктов и водорода, т. е. с максимальной глубиной должны протекать реакции ароматизации и минимальной должна быть активность катализатора в реакциях гидрокрекинга и гидрогенолиза.
Стабильность катализатора характеризует способность его сохра-
ю
Таблица 3. Характеристики катализаторов риформинга [5]
	Тип катализатора							
Показатели	АП - 56	АП - 64	КР - 101	КР - 102	КР - 104	КР - 106	КР - 108	КР - 110
Содержание, % платины фтора хлора Число металлических промоторов Потери при прокаливании, % не более Относительная стабильность	0,56 0,32 7 1	0,64 0,70 7 1	0,60 0,75 1 4	0,36 1,35 1 4 2	0,36 1,20 2 4 3	0,36 1,35 2 4	0,36 1,35 2 4 4	0,36 1,35 2 4 3
нять первоначальные активность и селективность во времени. Она определяет продолжительность межрегенерационного цикла и общий срок службы катализатора. В табл. 3 представлены значения стабильности ряда отечественных катализаторов риформинга относительно алюмоплатиновых катализаторов типа АП. Приведенные данные свидетельствуют о более высокой стабильности биметаллических и полиметаллических катализаторов серии КР. Стабильность работы катализатора увеличивается, если предварительно его прокаливают при 500° С и подвергают гидроочистке при 300—370° С.
На изменение свойств катализатора, его дезактивацию влияют высокие температуры процесса риформинга, а также вредные примеси, содержащиеся в сырье и циркулирующем водородсодержащем газе. Катализатор с течением времени покрывается коксом и сернистыми продуктами уплотнения. Количество образующегося кокса может достигать 3—5 % мае. на катализатор при 2—3 месячных пробегах установок и 9—10 % — при 5—6 месячных пробегах и жестком режиме.
Для восстановления активности и селективности катализаторов их периодически, а на некоторых установках непрерывно, подвергают окислительной регенерации при температуре 300—500°С и давлении 1,0—1,5 МПа осушенными дымовыми газами, содержащими 0,5—1,0 % кислорода. Во избежание'отравления катализатора применяют инертный газ (азот) высокой чистоты, содержащий не выше 0,5 % об. кислорода, 1 % об. углекислоты, 0,5 % об. окиси углерода и не более 0,2 г/нм3 водяных паров. Дозировка воздуха для равномерности выжигания кокса и предупреждения местных перегревов регламентируется начальной концентрацией кислорода в инертном газе. Кратность циркуляции (отношение объема газа, подаваемого в час на единицу объема регенерируемого катализатора) рекомендуется поддерживать в пределах 500—1000 нм3/м3. Остаточное содержание кокса на регенерированном катализаторе составляет менее 0,02 % мае. на катализатор [7].
По окончании выжига кокса проводится восстановительная регенерация катализатора водородом. При обработке катализатора водородом происходит восстановление сернистых соединений до сероводорода, что позволяет снизить содержание серы в катализаторе до 0,03—0,05 % мае. Для поддержания кислотной функции катализатора в газосырьевой поток вводят галогенсодержащие соединения (например, дихлорэтан, водный раствор НС1).
Срок службы катализаторов риформинга составляет в среднем 36—45 месяцев для катализатора АП—56, 40—72 месяца — для катализатора серии КР. Удельная производительность колеблется в интервале 21,5—40,0 т/кг катализатора для АП—56, 32—50 т/кг — для АП—64, 60—65 т/кг — для КР [6].
12
3.	Основные технологические параметры процесса
Особенность процесса риформирования, как было показано выше, состоит в том, что основные реакции риформинга сопровождаются значительным увеличением объемов и протекают, как правило, с интенсивным поглощением тепла. Так, при реакции дегидрогенизации нафтенов объем продуктов реакции увеличивается в четыре раза (выделяются три моля водорода) и поглощается теплоты 221 Дж/моль, при реакции дегидроциклизации парафинов объем возрастает в пять раз и поглощается 260 кДж/моль (см. 2.2). Указанные особенности оказывают существенное влияние на конструктивное оформление и их необходимо учитывать при выборе технологических параметров процесса.
Основными технологическими параметрами, в значительной степени определяющими процесс каталитического риформинга и характеристики получаемых продуктов, являются температура, давление, объемная скорость подачи сырья и кратность циркуляции водородсодержащего газа. Однако в эксплуатационных условиях основным регулируемым параметром является температура на входе в реактор. Давление, скорость подачи сырья и кратность циркулирующего газа обычно поддерживаются постоянными, оптимальными для переработки данного сырья. Изменением температуры процесса компенсируют потери активности катализатора, обеспечивая тем самым приемлемую глубину ароматизации сырья и требуемое качество риформинг-бензи-на (величину октанового числа). Рассмотрим влияние отдельных параметров на процесс риформирования.
3.1.	Влияние температуры
Температура промышленных процессов риформинга обычно находится в интервале 450—530°С. С повышением температуры ускоряются все основные реакции. При этом рассмотрение кинетики процесса затрудняется параллельно протекающими разнородными реакциями (ароматизации, гидрокрекинга и др.), во многом зависящими от температуры в реакционной зоне аппарата. Как было показано выше, процесс риформирования в целом эндотермичен и требует межступенчатого подогрева газосырьевого потока. Температурный режим реакторов промышленных установок близок к адиабатическому.
Влияние температуры на выход бензина и содержание в нем ароматических углеводородов при риформировании фракции 100— 180°С восточной нефти показано на рис. 2. Процесс проводили при 3,0 МПа, объемной скорости подачи сырья 1,5 ч'1 и циркуляции газа 1700 м3/м3 сырья [8].
При повышении температуры возрастает роль реакции ароматизации и гидрокрекинга, увеличиваются выход ароматических углеводо-
13
Рис. 2. Влияние температуры на выход бензина и содержание в нем ароматических углеводородов [8].
родов и октановые числа получаемых продуктов риформинга. При этом надо иметь в виду, что при прочих равных условиях (объемная скорость подачи сырья, давление, кратность циркуляции газа и др.) с повышением температуры процесса снижаются выход риформинг-бен-зина и содержание водорода в циркулирующем водородсодержащем газе и возрастает отложение кокса на катализаторе.
На выбор температуры процесса влияет углеводородный состав сырья. Чем выше содержание парафиновых углеводородов в сырье, тем более высокая температура требуется для получения заданного октанового числа. При нафтеновом сырье минимальные температуры в реакторе обычно поддерживают в интервале 450— 460°С, при парафиновом — 480—490°С. Максимальный нагрев в конце цикла реакции ограничивается 520—530°С. Дальнейшее повышение температуры нежелательно, так как процесс сопровождается повышеным газообразованием и ускоренным закоксовыванием катализатора, что значительно сокращает продолжительность рабочего цикла риформинга.
Максимальную температуру процесса подбирают в сочетании с другими параметрами процесса.
СЛ
Таблица 4, Температурный режим реакторов каталитического риформинга и ароматизации [7]
Характеристика сырья и процесса	Показатели	Реакторы			
		I	II	ш	IV
Риформирование фракций 85-180 "С восточных нефтей, содержащей 25,3% нафтенов, 11% ароматики и 0,06% серы. Давление 4,0 МПа. Тепловой эффект реакции 125 ккал/кг сырья.	Температура на входе, "С Температура на выходе, ‘С Падение температуры, °C Степень превращения сырья, % Распределение катализатора, % Октановое число	520 477 43 50 33,3	520 497 23 30 33,3	520 503 17 20 33,4 75	
Риформирование	гидрочищенной фракции 105-180'С, содержащей 22,2 % нефтенов и 15,0 % ароматики. Давление 4,0 МПА. Тепловой эффект реакции 90-105 ккал/кг сырья.	Температура на входе, °C Температура на выходе, °C Падение температуры, °C Степень превращения сырья, % Распределение катализатора, % Октановое число	520-530 478-488 42 58-63 30-28	520-530 505-515 15 28-22 30-28	520-530 510-520 10 14-15 40-44 78-80	
Ароматизация фракции 62-105 ‘С восточных нефтей, содержащей 27,5 % нафтенов, 5,9 % ароматики и 0,02 % серы. Давление 2,0 МПа. Тепловой эффект реакции 135 ккал/кг сырья.	Температура на входе, °C Температура на выходе, ‘С Падение температуры, °C Степень превращения сырья, % Распределение катализатора, %	520 465 55 60 33,3	520 495 25 25 33,3	520 506 14 15 33,4	
Ароматизация гидроочищенной фракции 62-85 'С, содержащей 24,0 % нафтенов и 1,1 % ароматики. Давление 2,0 МПа. Тепловой эффект реакции 115 ккал/кг сырья.	Температура на входе, °C Температура на выходе, °C Падение температуры, °C Степень превращения сырья, % Распределение катализатора, %	530 485 45 60 28,6	530 510 20 25 28,6	530 520 10 15 42,8	
Ароматизация гидроочищенной фракции 62-105 "С южных нефтей, содержащей 40 % нафтенов и 8 % ароматики. Давление 2,0 МПа. Тепловой эффект реакции 200 ккал/кг сырья.	Температура на входе, °C Температура на выходе, °C Падение температуры, °C Степень превращения сырья, % Распределение катализатора, %	520 450 70 45 22,2	520 480 40 25 22,2	520 490 30 20 22,2	520 503 17 10 33,4
В табл. 4 приведены примерные температурные режимы реакторных блоков некоторых промышленных процессов каталитического риформинга и распределение объемов катализатора по реакторам в зависимости от перерабатываемого сырья и направленности процесса, рассчитанные по данным ВНИИнефтехима и Ленгипрогаза [7]. Как видно из приведенных данных, при переработке необлагороженного сырья катализатор равномерно распределяется по реакторам, при переработке гидроочищенного сырья — загрузка последнего реактора увеличивается на 50 %. При этом падение температуры в реакторах при риформировании сырья составляет от 10 до 43°С и при ароматизации — от 10 до 70°С.
3.2.	Влияние давления
Выбор давления в значительной мере определяет технологию и результаты риформирования. Оптимальные рабочие давления промышленных процессов риформирования бензиновых фракций на алю-моплатиновых катализаторах составляют: а) при проведении процессов, направленных на получение индивидуальных ароматических уг-
Ю	15	Ю
5ьпоЗ газа, пае */,
Рис. 3. Влияние давления на избирательность процесса при риформинге фракции 105—140'С [8].
леводородов, — 2,0+3,0 МПа; б) для процессов, целевыми продуктами которых является получение высокооктановых компонентов, — 4 МПа (в последнем реакторе) [6, 7]. Применение в последние годы стабильных полиметаллических катализаторов позволило на вновь проектируемых установках с неподвижным слоем катализатора снизить давление до 1,5—2,0 МПа и на установках с движущимся катализатором — до 0,7—1,5 МПа.
Повышение давления в реакторах препятствует быстрому отравлению катализатора, уменьшает его закоксованность. Вместе с тем, с повышением давления процесса снижается выход ароматики, увеличиваются скорости реакций гидрокрекинга, а это ведет к изменениям в выходе продуктов риформинга — увеличению газообразных углеводородов, снижению водорода и жидкой продукции.
При снижении рабочего давления (рис. 3) и, следовательно, парциального давления водорода возрастает селективность процесса, увеличивается выход ароматики и уменьшается выход газообразных углеводородов. Снижение парциального давления водорода ухудшает его гидрирующую способность, увеличивает возможность закоксова-ния катализатора, отравления сернистыми соединениями.
В табл. 5 приведены данные о влиянии давления на выход катализата и водорода при риформинге бензиновой фракции 85—180°С из ромашкинской нефти при объемной скорости подачи сырья 1,5 ч4 на полиметаллическом катализаторе КР—104 [2].
Таблица 5 . Влияние давления каталитического риформинга фракции 85—180 ‘С на выход продуктов
Показатели	Давление, МПа				
	1,5	2,0	2,5	3,0	3,5 »>
Температура, "С Выход, % (мае.) на сырье	490	492	495	500	510
катализата	87	85,7	83,9	81,5	78
водорода	2,3	2,1	2,0	1,5	1,3
Содержание водорода в циркулирующем газе, % (об.)	85,9	86,2	82	77	75
*> опыт с катализатором АП—64
Приведенные данные показывают, что снижение давления позволяет при меньших температурах получать более высокие выходы катализата и водорода, увеличить содержание водорода в циркулирующем газе.
3.3.	Влияние объемной скорости подачи сырья
Объемная скорость подачи сырья определяет удельную нагрузку реакционного объема по сырью и характеризует длительность контакта реагирующих промежуточных продуктов риформинга с катализатором. Объемная скорость рассчитывается как отношение объема сырья, подаваемого в реактор в единицу времени, к объему катализатора [м3/(м3 ч) или ч'1].
В зависимости от активности применяемого катализатора, состава углеводородного сырья и других показателей процесса величина объемной скорости в процессах каталитического риформинга колеблется от 1,5 до 2,5 ч'1.
При неизменных давлении и температуре процесса низкие объемные скорости усиливают реакции гидрокрекинга парафинов, с увеличением объемных скоростей преобладающую роль начинают играть реакции дегидрирования и изомеризации нафтенов и парафинов.
С увеличением скорости подачи сырья возрастает выход рифор-минг-бензина, но при этом за счет уменьшения доли' ароматики несколько снижается октановое число получаемого бензина.
Снижение скорости подачи сырья приводит к уменьшению селективности процесса, понижению выхода катализата и водорода, повышению выхода углеводородного газа.
По мере прохождения сырья через последовательно расположенные реакторы объемную скорость обычно повышают.
3.4.	Влияние циркуляции водородсодержащего газа
Кратность циркуляции водородсодержащего газа — отношение объема циркулирующего газа, приведенного к нормальным условиям, к объему сырья, проходящего через реакторы в единицу времени (м3/м3 сырья). Кратность циркуляции газа выбирают таким образом, чтобы избежать интенсивное коксообразование. Оптимальная величина этого показателя во многом зависит от качества исходного сырья и назначения процесса риформирования.
При производстве высокооктановых компонентов моторных топлив объемное отношение циркулирующей газхырье принимается равным 1500—1800 нм3/м3 сырья, при ароматизации узких бензиновых фракций этот показатель снижается до 1100—1200 нм3/м3 (соответственно молярные отношения газхырье изменяются от 10—11 до 6,5—7,5) [7].
Чрезмерное повышение кратности циркуляции снижает глубину риформирования и увеличивает нагрузку на компрессор циркулирующего газа и расход топлива в печи для подогрева газа. Тем самым ухудшается эффективность процесса риформинга и повышаются эксплуатационные расходы на установке.
При уменьшении кратности циркуляции газа увеличивается кок-сообразование на катализаторах, что обусловлено, главным образом, повышением парциального давления паров сырья.
Жесткость процесса риформинга обычно оценивается значением октанового числа получаемого бензина: чем оно выше, тем жестче режим. Увеличение жесткости процесса может быть достигнуто увеличением температуры в зоне реакции, снижением давления в реакторах или уменьшением объемной скорости подачи жидкого сырья.
4.	Отечественные установки каталитического риформинга
Промышленные установки каталитического риформинга, работающие на отечественных заводах (установки типа Л-35-5, Л-35-6, Л-35-8, Л-35-11, Л-35-12 и Л-35-13), разработаны Ленгипронефтехимом-Лен-гипрогазом совместно с ВНИИНефтехимом. Кроме того, на ряде заводов действуют установки ЛГ-35-11, разработанные Ленгипрогазом совместно с проектным бюро завода тяжелого машиностроения г. Магдебурга (б. ГДР), установки ЛЧ-35-11, разработанные Ленгипрогазом совместно с организацией по проектированию и поставкам «Хепос» г. Брно (б. ЧССР) и установки ЛФ-35-11, построенные по технологии фирмы ЮОП (США).
4.1.	Типы промышленных установок
Л-35-5 — установка предназначена для получения автомобильного бензина с октановым числом не ниже 75 по моторному методу, без ТЭС (около 84 по исследовательскому методу) из прямогонных бензиновых фракций 85-180°С или фракций!05-180°С. Мощность установки 300 тыс.т/год по сырью. Блок гидроочистки сырья в схеме установки не предусмотрен.
Л-35-6 — установка предназначена для получения бензола из фракций 62-85°С, бензола и толуола из фракций 62-105°С, бензола, толуола и ксилолов из широкой фракции 62-140°С с экстрацией ароматических углеводородов раствором диэтиленгликоля (ДЭГ). Мощность установки 300 тыс.т/год по сырью. В схеме установки не предусмотрена гидроочистка сырья, однако в настоящее время установки Л-35-6, как правило, дооборудованы отдельными блоками гидроочистки.
Л-35-8 — установка предназначена для получения бензола и толуола из фракций 62-105°С с экстракцией ароматических углеводородов раствором ДЭГ. Мощность установки 300 тыс.т/год по сырью.
Л-35-11 — установка предназначена для получения автомобильного бензина из фракций 85-180°С или фракций 105-180°С с октано-
19
ю о
Таблица 6. Характеристики установок каталитического реформинга [5]
Тип установки	Мощность, тыс. т/год	Реакторы		Тил компрессора	Параметры режима (проект)				Катализаторы □о проекту (факт.)	Октановое число бензина		Вырабатываемые ароматич, углеводороды
		число ступеней	С е		давление, МПа	объемная скорость, ч 4	кратность циркуляции, М7Г сырья	1 максимальная температура, *С		м. м.	и. м.	
Л-35-5	300	3	Акс	п	4,0	1,5	1500	520	АП - 56 (АП - 64,КР)	75	-	-
Л-35- 11/300	300	3-4	Акс	п	4,0	1,5	1500-1800	520	АП - 56 (АП - 64,КР)	78	-	-
ЛГ-35- 11/300	300	3	Акс	ц	4,0	1,5	1500	520	АП - 56 (АП - 64,КР)	78	-	
ЛГ-35- 11/300-95	300	3	Акс	ц	3,5	1,5	1800	530	АП-64	85	95	-
Л-35- 11/600	600	3	Акс	п	3,5 - 4,0	1,5	1500	525	АП - 56 (АП - 64,КР)	80	-	-
ЛЧ-35- 11/600	600	3	Рад	ц	3,5	1,2- 1,5	1800	530	АП - 64 (КР)	85	95	-
Л-35-11/1000 (ЛК-бу)	1000	3	Рад	ц	3,5	1,2- 1,5	1800	530	АП - 64 (КР)	85	95	БТК
ЛЧ-35- 11/1000	1000	3	Рад	п	1,5	1,5	1100- 1200	530	КР	85	95	-
ЛФ-35- 11/1000(КПА)	1000	4	Рад	ц	0,9	1,8- 1,9	800 — 900	543	R - 30,R - 32	-	100	БК
Л-35-6	300	3	Акс	п	2,0	1,5	1200	525	АП - 56(АП - 64, КР)	-	-	БТК
Л - 35 - 8/ЗООБ	300	3	Рад	п	2,0	1Л •	1600	535	АП - 64 (КР)	-	-	БТ
ЛГ-35 - 8/300 Б	300	3	Рад	ц	2,0	1,5	1600	535	АП - 64 (КР)	-	-	БТ
Л-35- 12/300	300	4	Акс	п	2,0	1,5	1200	525	АП-56	-	-	БТ
Л-35-13/300	300	3	АКС	п	3,0		L5	1500	535	АП-64	-	-	ТК
Принятые сокращения: Акс - аксиальный; Б - бензол; К - ксилолы; КПА - комплекс производства ароматических углеводородов; П -поршневой; Рад - радиальный; Т - толуол; Ц - центробежный.
вым числом 78—80 по моторному методу, без ТЭС (около 90 по исследовательскому методу). При направлении процесса на производство ароматических углеводородов целевым продуктом является дистиллят с высоким содержанием бензола, толуола, ксилолов. Мощность установки 300, 600 и 1000 тыс. т/год по сырью. В схеме установки предусматривается предварительная гидроочистка сырья для его обессеривания.
Л-35-12 — установка предназначена для получения бензола и толуола из фракций 62—105°С с последующей экстракцией ароматических углеводородов раствором ДЭГа. Мощность установки 300 тыс. т/год по сырью.
Л-35-13 — установка предназначена для получения толуола и ксилолов из фракций 105—140°С с последующей экстракцией ароматических углеводородов раствором ДЭГа. Мощность установки 300 тыс. т/год по сырью.
Основные характеристики отечественных установок каталитического риформинга приведены в табл. 6.
4.2.	Типовая технологическая схема процесса
Принципиальные технологические схемы установок каталитического риформинга, за исключением установок, предназначенных для получения ароматических углеводородов (Л-35-6, Л-35-8, ЛФ-35-11, Л-35-12, Л-35-13 и их разновидностей), мало отличаются друг от друга и в основном отвечают схеме, приведенной на рис.4.
Современная установка каталитического риформинга включает блоки гидроочиски сырья, стабилизации гидрогенизата и риформирования.
Поступающее на установку сырье смешивается с циркулирующим водородсодержащим газом гидроочистки и избыточным газом риформинга. Полученная смесь подогревается в теплообменнике Т-1 и в печи П-1 и направляется в реактор гидроочистки Р-1. Смесь очищенного сырья, циркулирующего газа и продуктов разложения, выходящая из Р-1, охладившись в теплообменниках Т-1 и Т-3 и в конденсаторе-холодильнике Х-10, поступает в сепаратор С-1, где из гидрогенизата выделяется газ, направляемый далее в колонну К-3 на очистку от сероводорода. Водородсодержащий газ в К-3 отмывается от сероводорода 5%-ным раствором моноэтаноламина (МЭА). Очищенный газ делится на два потока, один из которых подается на смешение с сырьем, второй выводится с установки.
Жидкая фаза, выходящая из С-1, представляет собой гидроочищенный бензин, содержащий растворенные сероводород, углеводородные газы и воду. Бензин из сепаратора поступает в стабилизационную колонну К-1, где освобождается от сероводорода и продуктов разложения. С верха колонны К-1 углеводородный газ через конден-
Рис. 4. Принципиальная технологическая схема-установки каталитического риформинга бензина.
К-1 — колонна стабилизации гидроочищенного бензина; К-3, К-6 — колонны очистки водородсодержащего и углеводородных газов от сероводорода; К-4 — фракционирующий абсорбер; К-5 — колонна стабилизации бензина риформинга;Е — рефлюксные емкости; Н — насосы; П — печи; ПК — компрессоры; Р — реакторы; С — сепараторы; Т — теплообменники; X — холодильники, конденсаторы-холодильники.
сатор-холодильник Х-1 поступает в емкость Е-2, а затем на очистку от сероводорода в колонну К-6.
Гидроочищенный бензин после смешения с водородсодержащим газом блока риформинга нагревается в теплообменниках Т-6 и первой секции печи П-2 и поступает в первый реактор риформинга Р-2. В реакторе большая часть нафтеновых углеводородов сырья риформируется в ароматические углеводороды. В связи с тем, что реакция риформинга идет со значительным поглощением тепла, температура потока на выходе из реактора Р-2 снижается. Далее смесь непрореагировавшего сырья последовательно проходит вторую секцию печи П-2, реактор Р-3, третью секцию печи П-2 и реактор Р-4.
Из реактора Р-4 продукты риформинга направляются в теплообменник Т-6 и холодильник Х-6, затем поступают в сепаратор высокого давления С-3, где от потока отделяется водородсодержащий газ.Боль-шая часть водородсодержащего газа поступает на смешение с гидро-генизатом, а избыток газа направляется в блок гидроочистки. Жидкий продукт из сепаратора С-3 перетекает в сепаратор низкого давления С-4, где из него выделяется растворенный углеводородный газ. Затем
22
риформат поступает в блок стабилизации бензина, состоящий из фракционирующего абсорбера К-4 и стабилизатора К-5. Сухой газ из абсорбера К-4 выводится с установки. Подвод тепла в низ колонн К-4 и К-5 осуществляется при помощи «горячий струи» через печь П-3. В колонне К-5 определяется головка стабилизации — пропан-бутановая фракция, остатком колонны является стабильный бензин.
Особенностью схемы отечественных установок риформинга для производства ароматических углеводородов (установки Л-35-6, Л-35-8, Л-35-12 и Л-35-13) является наличие дополнительного реактора для гидрирования непредельных углеводородов, находящихся в катализате. Выходящие из реактора Р-4 продукты реакции вместе с циркулирующим водородсодержащим газом охлаждаются, а затем поступают в дополнительный реактор, загруженный алюмоплатиновым катализатором АП-10 или АП-15, содержащим около 0,1% платины (на рис. 4 дополнительный реактор и система теплообменников не показаны). Такая схема установки каталитического риформинга позволяет исключить из блоков экстракции стадию очистки ароматических углеводородов от непредельных.
Таблица 7. Характеристики бензинов каталитического риформинга фракций 85-120 'С различных нефтей на установке Л-35-11/600 [1].
Показатели	Нефть			
	Туймазинская	Ромашкинская	Ухтинская	Долинская
Характеристики сырья: Плотность при 20 "С, г/см3	0,745	0,745	0,760	0,766
Углеводный состав,% мае. парафиновые	64,0	62,3	46,5	45,6
нафтеновые	24,0	26,7	42,9	32,3
ароматические	12,0	11,0	10,6	22,1
Октановое число (М. М*>.)	39	37	—	50
Выход продукта, % мае. на сырье: стабильный бензин	82,7	81,7	87,5	87,5
газ	15,8	16,8	11,0	11,0
потери	1,5	1,5	1,5	1,5
Характеристики бензина Плотность при 20 °C, г/см3	0,766	0.768	0,783	0,790
Углеводородный состав, %мас. непредельные	1,4	1,2	1,0	1,0
ароматические	52,7	54,8	59,0	61,1
Октановое число (М. М.)	80	80	80	80
♦> Моторный метод
23
4.3.	Технологические режимы установок
Технологический режим установок каталитического риформинга зависит от типа катализатора, назначения установки, типа сырья. Проектные параметры режима отечественных установок приведены в табл. 6, фактические эксплуатационные показатели установок риформинга во многом зависит от фракционного и химического состава сырья.
Таблица 8. Характеристики бензинов каталитического риформинга фракций 85—180 "С различных нефтей на установке Л-35-11/1000 [1].
Показатели	Нефть			
	Арланская	Устьбалыкская	Ромашкинская	Ставропольская
Характеристики сырья: Плотность при 20 ‘С, г/см3	0,738	0,736	0,742	0,749
Углеводный состав,% мае. парафиновые	67,5	65,2	63,0	 4	55,6
нафтеновые	26,0	27,4	27,0	31,0
ароматические	6,5	7,4	10,0	13,4
Октановое число (М. М.)	37,0	—	39,5	35,0
Выход продукта, % мае. на сырье: стабильный бензин	75,0	76,5	77,7	81,0
водород	1,2	1,2	1,3	1,4
Характеристики бензина Плотность при 20 °C, г/см3	0,785	0.789	0,796	0,800
Углеводородный состав, % мае. непредельные	1,2	0,9	0,8	0,6
ароматические	64,5	64,7	65,5	66,2
парафиновые	34,5	34,4	33,7	33,2
Октановое число (И. М.*>)	95	95	95	95
*> Исследовательский метод
Основные данные по каталитическому риформингу фракций 85— 120°С и 85—180°С различных нефтей на установках Л-35-11/1000 представлены в табл. 7 и 8 [1]. Как следует из приведенных данных,разница в выходах бензина риформинга достигает 6%(мас.), что обусловлено в основном углеводородным составом бензиновых фракций. Для получения бензинов наиболее благоприятным сырьем являются фракции утяжеленного состава, содержащие максимальное количество нафтеновых углеводородов.
В табл. 9 приведены основные данные (материальный баланс и химический состав катализата) установок каталитического риформинга при работе их для производства бензола и толуола (установка Л-35-6)
24
и ароматических углеводородов С8 (установка Л-35-11) при риформинге различных бензиновых фракций на катализаторе АП-56 [1].
Таблица 9. Выход ароматических углеводородов каталитического риформинга различных бензиновых фракций на установках Л-35-6 и Л-35-11 [1]
Показатели	Фракции, ‘С			
	62-85	62-105	105-140	120-140
Материальный баланс, %				
мае.				
дебутанизированный	84,0	85,5	85,2	84,8
катализат				
газ	14,2	12,5	13,3	13,7
потери	2,0	2,0	15	1,5
Углеводородный состав де-				
бутанизированного катали-				
зата, % мае.				
непредельные	1,5	1,2	1,2	1,7
ароматические	24,5	31,0	45,5	47,9
в т. ч. бензол	21,4	10,3	—	—
толуол	3,1	16,0	5,1	2,9
ароматические	—	4,7	29,1	32,3
углеводороды С8	74,0	67,8	53,3	51,4
Парафиновые + нафтеновые	74,0	67,8	53,3	51,4
Таблица 10. Выход продуктов на различных установках риформинга [5]
Показатели	Производство компонента бензина				Производство ароматических углеводородов	
	Л-35-11/1000		ЛЧ-35-11/1000	ЛФ-35-11/1000	ЛГ-35-8/300	КПА
Сырьевая фракция, •с	62-180	85-180	85-180	85-180	62-105	85-140
Рабочее давление, МПа	3,0	3,0	1,5	0,8	2,0	0,8
Мощность по сырью, млн. т/год	1,0	1,0	1,0	1,0	0,3	1,0
Выход продуктов, % катализат	77,5	74,4	84,9	83,5	76,7	83,5
рефлюкс С3-С4	5,4	5,6	1,0	3,2	13,2	2,3
углеводородный	10,6	11,6	6,5	0,8	2,8	1,2
газ во дородсо держа-	4,5	6,4	7,1	12,5	4,5	13,0
щий газ в т. ч. водород	0,8	1,0	1,9	2,8	1,1	2,8
потери	2,0	2,0	0,5	-	2,8	-
Октановое число бензина (И. М.)	90	95	95	100	-	-
Из приведенных данных видно, что на выход ароматических углеводородов оказывает существенное влияние фракционный состав сырья. Получая при риформинге фракций 62—85°С и 62—105°С от 24 до 31% (мае.) ароматики (в основном бензол и толуол), при риформинге фракций 105—140°С и 120—140°С выход ароматики достигает 45—48% (мае.) на сырье (из них две третьих составляют ароматические углеводороды С,).
Ниже приведены типичные выходы и качество продуктов, получаемых на ряде отечественных установок каталитического риформинга при использовании в качестве сырья различных бензиновых фракций.
5.	Зарубежные установки каталитического риформинга
В отличие от отечественных типовых схем каталитического риформинга ( различие между ними, как было показано выше, обусловлено в основном назначением процесса) за рубежом действует значительное число разновидностей этого процесса. К ним можцр отнести процесс гидроформинг — первая заводская установка пущена в эксплуатацию в 1940 году, процесс платформинг — соответственно в 1941 г., процесс катформинг — в 1952 г., процесс гудриформинг — в 1953 г., процесс ультраформинг — в 1954г., процесс пауэрформинг — в 1955 г., процесс магнаформинг — в 1967 г., процесс рениформинг — в 1970 г. Эти и другие процессы каталитического риформинга постоянно модифицируются фирмами-проектировщиками как за счет использования новых типов катализаторов, так и путем внесения изменений в аппаратурное и технологическое оформление процесса. Рассмотрим технологические схемы, условия проведения процесса, типичные выходы и качество получаемых продуктов некоторых зарубежных установок каталитического риформинга.
5.1.	Платформинг фирмы Universal oil Products [1, 2, 4]
Процесс платформинг фирмы Universal oil Products используют для получения высокооктанового компонента моторных бензинов и индивидуальных ароматических углеводородов. В качестве катализаторов применяют алюмоплатиновые катализаторы от R-7 до R-12 (про-мотированные фтором) и биметаллические катализаторы R-16, R-20, R-22, R-32, R-50, R-60 (промотированные хлором), отличающиеся повышенной стабильностью.
В типичной схеме платформинга, работающего в нерегенеративном режиме со стационарным слоем катализатора, используются три или четыре реактора, расположенные последовательно и установленные на одном уровне (рис. 5). Установки этого типа обычно состоят
26
Рис. 5. Схема процесса платформинг фирмы Universal Oil Products.
1 — сырьевой насос; 2 — теплообменники; 3 — рибойлеры; 4 — колонна; 5, 13 — холодильники; 6 — емкости для орошения;
7, 9 — печи; 8, 10, 11 — реакторы; 12 — колонна; 14 — газосепаратор; 15 — компрессор.
Потоки: I — сырье; П — фракции; кипящие выше 190‘С; III — газ; IV — фракции, кипящие до 80‘С; V — избыток водородосодержащего газа; VI — газ стабилизации; VII — стабильный бензин.
из трех секций: реакционной, сепарационной и фракционирования продуктов. Продолжительность рабочего цикла реактора находится в пределах от нескольких месяцев до нескольких лет.
Гидроочищенное сырье поступает в колонну предварительной ректификации 4. С верха колонны отводятся легкие фракции (н. к.— 80°С), в качестве сырья для риформирования используется фракция 80—190°С. Фракции, кипящие выше 190°С, выводятся с установки. Бензиновая фракция 80—190’С направляется на смешение с циркулирующим водородсодержащим газом. Полученная смесь сначала нагревается в печи 7, затем последовательно проходит реактор первой ступени 8, первую секцию печи 9 и реактор второй ступени 10, вторую секцию печи 9 и реактор третьей ступени 11. Из реактора 11 продукты платформинга направляются в стабилизационную колонну 12, где отделяется водородсодержащий газ. Остатком колонны является стабильный бензин. Параметры процесса выбирают с учетом минимальных коксоотложений, при которых обеспечивается длительная работа катализатора и высокий выход целевых продуктов.
Условия проведения процесса: температура 470—500° С, давление 3,5—5,0 МПа, циркуляция газа 1500—1800 м3/м3 сырья, объемная скорость подачи сырья 1—3 ч'1. При регенерации катализатора давление в реакторе 2,0—3,5 МПа.
Рис. 6. Принципиальная технологическая схема установки платформинг с непрерывной регенерацией катализатора фирмы Universal Oil Products.
1 — компрессор; 2 — бункер; 3 — регенератор; 4 — реакторы; 5 — печь; б — коллектор; 7, 8 — емкости катализатора.
Потоки: I — сырье; II — газ на отдувку; III — продукт на стабилизацию; IV — газлифт.
28
На рис. 6 приведена схема процесса платформинга фирмы ЮОП с движущимся слоем катализатора и непрерывной его регенерацией (аналогичная схема используется на установках ЛФ-35-11). Реакторный блок установки состоит из четырех последовательно расположенных реакторов с радиальным вводом газосырьевой смеси. Реакторы первой-третьей ступеней установлены соосно друг над другом и выполнены в виде одной конструкции, реактор четвертой ступени располагается отдельно от них. Распределение катализатора по реакторам неравномерно и зависит от назначения процесса и характеристик исходного сырья. Обычно половина общего объема катализатора засыпается в реактор R4, другая половина в реакторы первой-третьей ступеней, причем наименьшее количество в R1.
Газосырьевая смесь, пройдя систему теплообменников и первую секцию печи нагрева сырья, поступает в реактор R1, затем последовательно проходит через соответствующие секции печи и блок реакторов R2, R3 и R4. Продукты риформинга из реактора R4 поступают в сепаратор, где выделяется водородсодержащий газ, а платформат направляется далее на стабилизацию.
Катализатор из реактора R1 самотеком по системе переточных труб перемещается в реактор R2, а затем в R3. Скорость вертикального движения слоя катализатора в аппарате обычно составляет не менее 3—5 мм/сек. Отработанный катализатор из нижних секций реакторов R3 и R4 через коллектор 6 поступает в емкости для закоксованного катализатора 7, далее пневмотранспортом подается вначале в бункер 2, а затем в регенератор катализатора 3. Регенерированный катализатор собирается в емкости 8, откуда пневмотранспортом подается в реакторы R1 и R4, куда одновременно поступает и свежий катализатор. Таким образом осуществляется непрерывный процесс риформинга без остановки системы или выключения одного из реакторов на регенерацию катализатора. Возможность постоянно поддерживать свойства регенерированного катализатора на уровне близком к свойствам свежего катализатора позволяет проводить процесс платформинга под невысоким давлением и снизить кратность циркуляции газа.
Условия проведения процесса: температура 470—510°С, рабочее давление в реакторе 0,35—2,1 МПа, мольное отношение водород : углеводороды 2,0, циркуляция газа 400—500 м3/м3 сырья, объемная скорость подачи сырья 1—3 ч'1.
Выше приведены типичные выходы и качество получаемых продуктов процесса платформинга фирмы ЮОП. При каталитической ароматизации использовалась бензиновая фракция из ближневосточной нефти с плотностью р $= 0,743, кипящей в пределах 93-193°С и содержащей (в объемных долях) 69,4 % парафиновых, 21,4 % цафте-новых и 9,2 % ароматических углеводородов.
29
Показатели	регенеративный вариант	вариант с непрерывной регенерацией	
		а	б
Давление, МПа	2,1	0,9	0,35
Октановое число продукта (И. М., без ТЭС)	100	100	100
Катализатор Выходы на сырье:	R-62	R-32	R-32
водород, м3/м3	166	262	309
фракция > С5, % (об.)	70,4	78,1	81,6
ароматические углеводороды, 	% (об-)		46,0	54,5	57,6
5.2 Ультраформинг фирмы Standart Oil Со (Indiana) [1, 4]
Процесс ультраформинг применяется как для получения высокооктанового компонента бензина, так и индивидуальных ароматических углеводородов из низкооктановых бензиновых фракци'й‘прямой перегонки нефти, коксования, каталитического и термического крекинга, гидрокрекинга. Как правило, на промышленных установках ультра-форминга вырабатывают риформинг-бензины с октановым числом 95—103, дополнительным фракционированием можно выделить фракцию с октановым числом 109—113 (по исследовательскому методу, без ТЭС).
Принципиальная технологическая схема установки показана на рис. 7. Сырье смешивается с циркулирующим водородсодержащим газом и, пройдя нагревательную печь 5, подвергается риформингу в трех последовательно расположенных реакторах 6, 8 и 10. Процесс ультраформинг протекает в стационарном слое катализатора. Используется специальный катализатор, содержащий 0,6 % (мае.) платины на промотированной рением окиси алюминия с удельной поверхностью 220 м2/г и средним объемом пор 0,41 см3/г. На промышленных установках катализатор выдерживает до 600 циклов регенерации без снижения избирательности.
Продукты ультраформинга из реактора 10 после охлаждения поступают в газосепаратор высокого давления 14, где отделяется газовая фаза. Большая часть водородсодержащего газа направляется на смешение с исходным сырьем, избыток поступает в заводскую систему для дальнейшего использования в технологических процессах. Жидкая фаза, представляющая бензин-ультраформат с растворенным углеводородным газом, направляется в стабилизационную колонну 13, где с верха колонны уходит углеводородный газ. Остатком является стабильный дистиллят.
Особенностью процесса ультраформинг является возможность
30
ы
Рис. 7. Схема процесса ультраформинг фирмы Standart Oil Со (Indiana).
1 — сырьевой насос; 2 — печь для нагрева смеси инертного газа и воздуха; 3 — компрессор для циркуляции инертного газа; 4, 6, 8, 10 — реакторы; 5 — печь для нагрева смеси сырья и циркулирующего газа; 7, 9 — печи межступенчатого нагрева; 11 — емкость орошения; 12 — холодильник; 13 — стабилизационная колонна; 14 — газосепаратор; 15 — компрессор для циркуляции водородсодержащего газа.
Потоки: I — сырье; П — инертный газ; Ш — воздух; IV — избыток газа регенерации; V — линия для переключения реакторов на регенерацию катализатора; VI — линия для переключения реакторов на сырьевой поток; VII — газ стабилизации; VHI — избыток водородосодержащего газа; IX — стабильный дистиллят.
проведения окислительной регенерации катализатора без остановки процесса в резервном реакторе. Для регенерации катализатора на установке предусмотрена вспомогательная система циркуляции инертного газа, включающая компрессор 3 для циркуляции газа и печь 2 для подогрева смеси инертного газа и воздуха. Длительность регенерации катализатора в одном реакторе около 20 ч.
Условия проведения процесса. Температура 470-520°С, давление 1,4—2,1 МПа, циркуляция газа 600-1100 м3/м3 сырья, объемная скорость подачи сырья 1—3 ч-1, содержание Н2 в циркулирующем газе 75-95 % (об.). Катализатор А12О3 Pt Cl (промотирован рением). Продолжительность работы катализатора между регенерацией 5—40 суток. Количество перерабатываемого сырья над катализатором — до 180 м3/кг катализатора. Температура при регенерации катализатора поддерживается в пределах 427—566°С, давление 0,7—1,4 МПа, содержание кислорода в инертном газе не более 2 % (об.).
Ниже приведены типичные выходы и качество получаемых продуктов.
Показатели	Бензин каталитического крекинга		* ь Бензин гидрокрекинга		
	100*’	103	100	103	106
Выходы продуктов: риформинг-бензин Cs	90,0	85,9	91,8	88,4	83,6
и выше, % об. бутаны, % об.	2,8	4,0	1,7	2,8	4,1
углеводороды С,-С4, % мае.	5,6	8,2	3,4	5,8	9,8
Характеристика риформинг-бензина содержание ароматических углево-	75	81	72	77	84
дородов, % об. Расход водорода, м3/м3	142	142	269	271	169
♦’Октановые числа по исследовательскому методу, без ТЭС.
5.3.	Пауэрформинг фирмы Exxon Research and Engineering Company [1, 4]
Процесс пауэрформинг предназначен для получения риформинг-бензинов с октановыми числами 85—105, компонента авиационного бензина, а также бензола или других индивидуальных ароматических углеводородов. Используется алюмоплатиновый катализатор, промо-тированный рением.
Процесс пауэрформинг осуществляют в регенеративном или нерегенеративном вариантах, что позволяет выбрать оптимальные условия
32
Рис. 8. Схема процесса пауэрформинг фирмы Exxon Research and Engineering.
а) регенеративный вариант; б) нерегенеративный вариант.
1 — сырьевая печь; 2 — реакторы; 3 — печи промежуточного нагрева; 4 — резервный реактор.
Потоки: I — сырье; П — риформат; Ш — циркулирующий газ из сепаратора; IV — подача газа при регенерации; V — риформат.
использования риформинга в схеме нефтеперерабатывающего завода (рис. 8).
На установках с циклической регенерацией катализатора (рис. 8а) предусмотрена регенерация катализатора в резервном реакторе, принципиально не отличающаяся от регенерации, осуществляемой в процессе ультраформинг. Любой реактор можно отключить, провести регенерацию катализатора и снова включить в процесс без снижения производительности установки. Частота отключения реакторов для регенерации катализатора зависит от требований процесса. Катализатор обычно регенерируют через 3—5 суток, длительность выжига кокса — от 16 до 24 ч. На установках применяются как алюмоплатиновые, так и алюмоплатинорениевые катализаторы. Регенеративный (сменноциклический) вариант пауэрформинга по оценке фирмы обеспечивает при работе на низкокачественном сырье устойчивые выходы высокооктановых бензинов.
В промышленной практике часто предпочтение отдают нерегене-рированному варианту пауэрформинга без резервного реактора (рис. 86) вследствие меньших капиталовложений и более вариативного применения технологического режима — от умеренной до высокой степени жесткости.
Условия проведения процесса. Температура 480—540°С, давление 2,1—3,1 МПа, циркуляция газа 700—1100 м3/м3 сырья, объемная скорость подачи сырья 1—4 ч1. Катализатор А12Оа Pt (промотирован рением).
Ниже приведены типичные выходы и качество получаемых продуктов.
Показатели	Вариант процесса			
	регенеративный		нерегенеративный	
	а	б	а	б
Характеристика сырья плотность р 13$	0,751	0,741	0,751	0,741
Содержание, % об. парафиновых	57	61	57	61
нафтеновых	30	30	30	30
Выходы продуктов: водород, % мае.	2Л	2,8	2,7	3,0
углеводороды Ci-C4, % мае.	12,8	16,0	9,5	13,6
углеводороды С3 и выше, % об.	78,4	74,4	81,0	76,8
Октановое число бензина (И. М., без ТЭС)	100	102	100	102
34
5.4.	Гудриформинг фирмы Houdry Process Corporation [1, 4]
Процесс гудриформинг используется для риформинга прямогонных и крекинг-бензинов (бензиновые фракции с температурой конца кипения до 204°С). В зависимости от состава сырья и жесткости процесса получают компоненты авиационного бензина, ароматические углеводороды и 80—100-октановые автомобильные бензины (по исследовательскому методу, без ТЭС). Стабилизированный бензин гудри-форминга дальнейшей очистки не требует.
Схема процесса гудриформинг приведена на рис. 9. Процесс осуществляется в присутствии стационарного хлорированного алюмопла-тинового катализатора Н-3 или биметаллического алюмоплатиноре-ниевого катализатора HR-71. Содержание платины в катализаторе 0,55 % (мае.), диаметр таблеток 1,6 мм. Регенерация катализатора осуществляется одновременно во всех реакторах установки. При умеренной жесткости режима установка гудриформинга может работать непрерывно, производя высокооктановый компонент бензина или ароматические углеводороды без каких-либо дополнительных устройств для регенерации катализатора.
Условия проведения процесса. Температура 470—525°С, давление 2,0—4,0 МПа, циркуляция газа 1000—1300 м3/м3 сырья, объемная скорость подачи сырья 1—3 ч'1, содержание Н2 в циркулирующем газе 70—90 % (об.). Катализатор —А12О3 Pt • С1 (промотирован рением).
Ниже приведены типичные выходы продуктов при получении бензина с октановым числом 100 (по И. М.) на катализаторе HR-71.
Показатели	I	II	Ш
Углеводородный состав, % (об.)			
парафиновые	65	45	30
нафтеновые	25	45	60
ароматические	10	10	10
Выход продуктов в расчете на сырье:			
дебутанизированный бензин, % (об.)	74,5	80,7	84,1
бутаны, % (об.)	9,3	6,3	4,9
углеводороды С^Сз, % (мае.) водород, % (мае.)	11,7	7,4	5,1
	2,1	2,6	2,8
5.5.	Магнаформинг фирмы Engelhard Corp. [1, 2, 4]
Процесс магнаформинг основывается на применении ряда алюмоп-латиновых катализаторов (RD-150, RD-150c, Е-600) или биметаллических катализаторов (Е-500, Е-501, Е-300, промотированных рением), позволяющих менять в широких пределах выходы продуктов.
Установка магнаформинга может работать как по регенеративному варианту с отключением одновременно всех реакторов на регенерацию
35
Рис. 9. Схема процесса гудриформинг фирмы Houndry Process Corporation.
1 — сырьевая печь; 2, 4, 5, — реакторы; 3 — печь прмежуточного подогрева; 6, 8, — газожидкостные сепараторы высокого и низкого давления; 7 — стабилизационная колонна.
Потоки: I — сырье; II — циркулирующий водордсодержащий газ; III — избыточный газ с высоким содержанием водорода; IV — стабильный риформинг-бензин.
катализатора (с коэффициентом использования календарного времени более 96 %), так и по циклическому регенеративному варианту с отключением на регенерацию отдельных реакторов, обеспечивая при этом непрерывность работы установки.
Принципиальная схема процесса приведена на рис. 10. 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 дегидроциклизации парафиновых углеводородов.
Распределение катализатора по отдельным реакторам зависит от качества исходного сырья и октанового числа выпускаемого бензина. На установках, предусматривающих выпуск риформинг-бензина с октановым числом 98—100 (по И. М.), катализатор распределяется по. четырем реакторам в соотношении 1 : 1 : 2 : 7. По мере работы катализатора температуру в первых реакторах поддерживают на постоянном уровне, а в последнем реакторе ее постепенно повышают. Мольное отношение водорода к сырью на входе в первый реактор поддерживают на уровне 2,5 : 1, на входе в последний реактор — 9:1.
Условия проведения процесса. Температура 470—525°С, давление 2,0—3,5 МПа, циркуляция газа 900—1400 м3/м3 сырья, объемная скорость подачи сырья 1—3 ч1, содержание Н2 в циркулирующем газе 70—90 % (об.). Продолжительность работы катализатора между регенерацией более 100 суток. Количество перерабатываемого сырья над катализатором более 40 м3/кг катализатора.
При использовании в качестве сырья бензиновой фракции кипящей в пределах 71—205°С и содержащей (в объемных долях) 55,0 % парафиновых, 34,4 % нафтеновых и 10,6 % ароматических углеводородов типичные выходы продуктов приведены ниже.
Показатели	Среднее давление в реакторе, МПа		
	2,55	1,85	1,15
Выходы продуктов, % (мае.)			
водород	2,5	2,8	3,1
углеводороды С,	1,5	1,1	0,7
углеводороды С2	2,8	2,0	1,3
углеводороды С3	4,2	3,1	2,0
углеводороды изо-С4, % (об.)	3,0	2,2	1,4
углеводороды н-С4, % (об.)	4,1	3,1	2,0
фракция от С 6 до КК, % (об.)/% (мае.)	78,9/83,7	81,5/87	84/90,3
Октановое число (И. М., без ТЭС)	100	100	100
37
Рис. 10. Схема процесса магнаформинг фирмы Engelhard Со.
1 — реакторы; 2 — печь для нагрева сырья и циркулирующего газа; 3 — печь межреакторного нагрева реагирующей смеси; 4 — теплообменники; 5 — холодильник; 6 — компрессор для циркуляции водородсодержащего газа; 7 — газосепаратор высокого дав-
* ления.
Потоки: I — сырье; II — избыток водородсодержащего газа; III — нестабильный дистиллят риформинга.
5.6.	Рениформинг фирмы Chevron Research Со. [1, 2, 4]
Рениформинг представляет собой регенеративный процесс каталитического риформинга со сменно-циклическим режимом работы реакторов на стационарном слое биметаллического катализатора. Катализатор процесса рениформинг содержит 0,3 % (мае.) платины и 0,3 % (мае.) рения. Технологическая аппаратура процесса (рис. 11) включает абсорбер для поглощения сероводорода, три реактора, сепаратор и стабилизатор.
Применяемый платинорениевый катализатор позволяет вести процесс риформинга под низким избыточным давлением на выходе из последнего реактора и увеличить продолжительность работы катализатора без регенерации до 240—270 суток. Низкое давление процесса способствует увеличению выходов ароматизированного бензина и водорода. Окислительную реакцию катализатора проводят одновременно во всех реакторах установки, резервный реактор в схеме ренифор-минг-процесса отсутствует.
Условия проведения процесса. Температура 450—500° С, давление 0,6—1,5 МПа, циркуляция газа 1000-1500 м3/м3 сырья, содержание Н2 в циркулирующем газе 85—95 % (об.). Катализатор А12О3 Pt Cl (промотирован рением). Количество перерабатываемого сырья над катализатором 95 м3/кг катализатора.
Ниже приведены в зависимости от исходной бензиновой фракции (парафиновых или нафтеновых нефтей) типовые выходы для жестких условий проведения процесса ароматизации.
Показатели	Парафиновая нефть	Нафтеновая нефть	
Характеристики сырья:			
пределы кипения, "С прафиновые, % (об.)	93-165,6	93-199	93-199
	68,6	32,6	32,6
нафтеновые, % (об.)	23,4	56,5	56,5
ароматические, % (об.)	8,0	11,9	11,9
Избыточное давление на выходе из реактора, МПа	0,63	1,4	1,4
Выходы продуктов, м3/м3 сырья:			
водород	268,9	214,6	249,4
углеводороды С,-С3	28,5	63,2	28,5
Ароматизированный продукт:			
парафиновые, % (об.)	32,4	31,2	27,5
нафтеновые, % (об.)	1,1	0,9	2,6
ароматические, % (об.)	66,5	67,9	69,9
объемный выход, % октановое число (И.М., без ТЭС)	80,1	73,5	84,7
	98	99	100
II
Рис. 11. Схема процесса рениформинг фирмы Chevron Research Со.
1 — печи; 2 — реакторы; 3 — сепаратор; 4 — стабилизационная колонна; 5 — холодильник.
Потоки: I — сырье; II — излишки водорода на другие установки; III — водород для предварительной очистки сырья; IV — газ в заводскую сеть; V — на ГФУ; VI — риформинг-бензин.
5.7.	Каталитический риформинг Institute Francois du Petrole (FIN) [4]
Процесс FIN используется для облагораживания низкооктановых бензиновых фракций, производства ароматических углеводородов С6 —С, и сжиженных нефтяных газов.
Возможны два варианта процесса: а) вариант, при котором катализатор регенерируют после окончания каждого цикла непосредственно в реакторах. Процесс риформирования осуществляется под давлением 1,4—2,5 МПа и обеспечивает получение риформата с октановым числом 90—100 (по исследовательскому методу); б) второй вариант основан на непрерывной регенерации катализатора. Процесс проводят под давлением 0,8—1,0 МПа, позволяет получать риформат с октановым числом 100 и выше (И. М.).
Схема процесса каталитического риформинга с непрерывной регенерацией катализатора по технологии FIN представлена на рис. 12.
Реакторный блок установки состоит из четырех реакторов, расположенных в один ряд. Предусмотрено принудительное транспортирование катализатора водородсодержащим газом. Катализатор последовательно проходит через все четыре реактора, затем поступает в регенератор. Газ, используемый на пневмотранспорт катализатора, отбирается из нагнетательной части компрессора циркулирующего водородосодержащего газа. Последовательность операций при регенерации катализатора полностью автоматизирована.
Практика эксплуатации установок непрерывного регенерационно-
Рис. 12. Схема непрерывного процесса риформинга FIN.
1 — баллон-сборник; 2 — регенератор; 3 — реакторы; 4 — емкости катализатора; 5 — печи.
Потоки: I — сырье; II — воздух; III — азот; IV — продукт; V — газ-лифт.
Л 1
го риформинга показала, что в них можно использовать оборудование полуреген ерационных установок, что значительно уменьшает капитальные вложения при их реконструкции. Преимуществами регенеративной схемы процесса являются более высокий коэффициент использования оборудования, а также более высокие выходы дебутанизированного риформата и водорода.
Ниже приведены выходы продуктов при риформинге фракции 80—ЮО’С легкой аравийской нефти.
Показатели	Обычный процесс	Процесс с непрерывной регенерацией
Число рабочих часов в году	8000	8350
Избыточное давление, МПа	1,2-1,5	0,8-1,0
Выход, % мае. на сырье: бензин Сз и выше	83,0	85,0
водород	2,1	2,4
Октановое число бензина (И. М., без ТЭС)	99	99
6. Классификация и конструкции реакторов каталитического риформинга
Технологические схемы установок каталитического риформинга обычно включают типичное для нефтеперерабатывающих заводов оборудование — ректификационные и отпарные колонны, абсорберы, адсорберы, экстракторы, трубчатые печи, теплообменники, холодильники, конденсаторы-холодильники, сепараторы и другое технологическое оборудование, конструкции, характеристики и параметры которых достаточно подробно рассмотрены в справочной и научно-технической литературе [5, 11, 12].
Основным аппаратом установки, определяющим эффективность каталитического процесса и глубину превращения сырья, является реактор. Реактор каталитического риформинга по своему технологическому оформлению должен удовлетворять ряду требований — обеспечивать заданную производительность установки по сырью, иметь необходимый реакционный объем, создавать требуемую для риформирования поверхность контакта взаимодействующих фаз, поддерживать необходимый теплообмен в процессе и уровень активности катализатора. С точки зрения гидромеханических процессов, происходящих в реакторе, конструкция его должна обладать минимальным гидравлическим сопротивлением и обеспечивать равномерное распределение газосырьевого потока по всему реакционному объему. Уменьшение сопротивления потоку позволяет снизить рабочее давление в реакторе, что в свою очередь ведет к уменьшению толщины его стенки и, следовательно, к снижению металлоемкости всего реактора.
42
Неоднородность распределения потока влияет на производительность реактора, приводит к неравномерности отложения кокса на катализаторе.
6.1. Классификация реакторов
Пользуясь принятой классификацией реакционных аппаратов [13], реакторы риформинга по принципу организации процесса относят к аппаратам непрерывного действия, по гидродинамическому режиму — к аппаратам полного вытеснения, по тепловому режиму — реакторы могут быть адиабатического или политропического типов. В технологических схемах отечественных установок каталитического риформинга пока находят применение только реакторы адиабатического типа (без теплообмена с окружающей средой).
По конструктивным особенностям реакторы риформинга различаются направлением движения газосырьевых потоков, материальным исполнением корпуса и внутренних устройств, формой аппарата, а также способом размещения и регенерации катализатора.
По направлению движения потоков реакторы разделяются на аппараты с аксиальным движением потока (поток движется вдоль оси сверху вниз или снизу вверх) и с радиальным движением (поток движется по радиусу от периферии к центру).
В первых отечественных установках каталитического риформинга применялись реакторы с аксиальным вводом сырья. Однако в последующие годы, учитывая ряд преимуществ реакторов с радиальным движением, — лучшее распределение газосырьевого потока по сечению аппарата, меньшее гидравлическое сопротивление потоку при прохождении через слой катализатора, при проектировании новых и реконструкции действующих установок в основном используют реакторы с радиальным вводом сырья. При этом реакторы с радиальным движением потока применяются главным образом в парогазовых процессах. Если в газосырьевом потоке имеется жидкая фаза, то это может привести к накапливанию в реакторе жидкости и нарушению режима его работы.
Материалы для изготовления корпуса и узлов реактора выбираются исходя из условий эксплуатации установки, характеристик используемого сырья, а также возможного изменения механических свойств этих материалов при проведении процесса под воздействием температуры, давления и среды. Примерные химический состав и механические свойства наиболее распространенных сталей, применяемых при изготовлении реакторов каталитического риформинга, приведены в табл. 11. Состав и механические характеристики используемых материалов должны быть подтверждены сертификатами предприятий-изготовителей.
Для снижения энергетических потерь корпус реактора может
Таблица 11. Примерный химический состав и механические свойства сталей, применяемых для изготовления корпуса и узлов реактора [11]
Марка сталей	Содержание элементов, %									Механические свойства			Область применения	
	с	Мп	Si	Сг	Мо	Ni	другие элементы	S	р	5 , МПа ее менее	& , МПа не менее	не менее	Рабочая температура стенки, “С	Рабочее давление среды, МПа
Си																
	20К	0,16-0,24	0,35-0,65	0,15-0,30	20,25	—	<0,3	20,3 Си	20,04	20,035	410	245	25	до	+475	не ограничено
	16ГС	0,12-0,18	0,9- 1,2	0,4-0,7	<0,3	—	<0,3	<0,3 Си	<0,04	<0,035	460-500	280-330	21	ДО	+475	— —
к	09Г2С	<0,12	1,3- 1,7	0,5-0,8	<0,3	-	20,3	<0,3	<0,04	20,035	440-500	270-350	21	до	+475	
	12МХ	0,Io-О.18	0,25-0,50	0,15-0,30	0,4-0,7	0,4-0,6	<0,3	-	20,04 	20,04	450	240	24	до	+540	
	12ХМ	20,16	0,4-0,7	0,17-0,37	0,8-1,1	0,40-0,55	<0,3	Ti	20,04	<0,04	450	240	22	до	+560	—
	08Х18Н10Т	<0,08	—	—	17-19	—	9-11	21,5 Ti 20,7	20,04	<0,035 *	520	196	45	ДО	+800	—
	12Х18Н10Т	<0,12	<2,0	<0,8	17-19	—	9-11	Си <0,3 Си	<0,02	<0,035	540	240	38	ДО	+600	—
	08X13	<0,08	<0,8	<0,8	12-14	-	<0,6	<0,3	20,025	<0,030	430	300	23	ДО	+600	
иметь наружную или внутреннюю тепловую изоляцию. В этом случае при выборе материала корпуса аппарата надо учитывать наличие тепловой изоляции. При наружной изоляции металл корпуса работает в условиях высоких рабочих температур процесса риформирования 470—530°С, при внутренней изоляции материал корпуса предохраняется от высоких температур. В отечественных установках каталитического риформинга реактор обычно изнутри футеруется жаропрочным торкрет-бетоном, расчетная температура стенки не выше 250°С, что позволяет в качестве материала корпуса использовать углеродистые стали.
Для изготовления корпуса реактора иногда используют биметалл 12ХМ+08Х18НЮТ. Защитный слой из высоколегированной стали 08Х18Н10Т предохраняет основной слой от коррозионного воздействия среды, при расчете толщины корпуса реактора используют характеристики металла основного слоя 12ХМ.
В способах размещения и регенерации катализатора в последние годы также произошли значительные изменения. Если в первых промышленных установках каталитического риформинга сырье риформировали в реакторах с неподвижным слоем катализатора без регенерации его в аппарате, то на современных установках, благодаря технологическим усовершенствованиям процесса и разработке новых высокоэффективных катализаторов, риформинг бензиновых фракций проводят в реакторных блоках с движущимся катализатором и его непрерывной регенерацией без остановки системы. В настоящее время в промышленной практике по способу размещения и регенерации катализатора используют следующие технологические схемы каталитического риформинга [1, 5]:
1. Непрерывный процесс над стационарными катализаторами — нерегенеративный каталитический риформинг. Окислительная регенерация катализатора в реакторах этих установок не предусмотрена (например, первые промышленные установки платформинга фирмы Universal oil Products).
2. Процессы с окислительной регенерацией катализатора в реакторах со стационарным слоем. Предусматриваются сменно-циклические графики работы реакторных устройств:
а)	катализатор регенерируют одновременно во всех реакторах с периодической остановкой процесса риформирования (отечественные установки Л-35-5, Л-35-6, Л-35-8, Л-35-11, Л-35-12, Л-35-13, а также процессы гудриформинг фирмы Houndry Process Corporation, катформинг фирмы The Atlantic Refining Company, магнаформинг фирмы Engelhard Corporation);
б)	катализатор регенерируют попеременно в каждом реакторе без остановки процесса с использованием резервного реактора (процессы ультраформинг фирмы Standart Oil Со. (Indiana), пауэрформинг фирмы Exxon Research and Engineering Co.).
3. Процессы с непрерывной регенерацией катализатора в специ
45
альном регенераторе. Используется система с раздельными реакторным блоком и регенератором и циркулирующим между ними катализатором (процесс платформинг фирмы Universal Oil Products Process, каталитический риформинг Institut Fran^ais du Pdtrole).
Что касается формы аппарата, то на установках каталитического риформинга обычно используются цилиндрические или сферические реакторы. В отечественной промышленной практике распространение получили вертикальные цилиндрические реакторы с аксиальным и радиальным движением потоков в аппаратах. В табл. 12 приведены основные параметры, типоразмеры и материалы реакторных блоков в установках каталитического риформинга.
Таблица 12. Технические характеристики реакторов установок каталитического риформинга [5]
Показатели	Установки		
	Л-35- 11/300	Л-35-11/600	Л-35- 11/1000
1	2	3	4
	Реактор предвари	тельной гидроочис	тки бензина Р - 1
Внутренний диаметр, мм	2600	3000	3600Р
Высота, мм	7800	11280	10500
Расчетное давление, МПа	5,0/1,0	4,9/1,0	2,9/1,1
Температура, "С	420/540	425/540	420/540
Материал	12XM+08XI8HIOT	12XM+08XI8HIOT	12XM+08XI8HIOT
	(футерован)	(футерован)	0SXISH1OT
Масса, т	37,4	47,1	54,0
	Реакторы риформинга Р-2		
Внутренний диаметр, мм	2600	3000	2400
Высота, мм	6600	9800	9600
Расчетное давление, МПа	5,0/2,0	5,3/2,0	4,4/2,0
Температура, 'С	520/520	525/520	530/520
Материал	12XM+08XI8HIOT	12XM+08XI8HIOT	12ХМ+08Х18НЮТ
	(футерован)	(футерован)	(футерован)
Масса, т	38,3	44,0 Р-3	41,7
Внутренний диаметр, мм	2600	3000	3200
Высота, мм	6600	11800	12000
Расчетное давление, МПа	5,01/2,0	5,3/2,0	4,4/2,0
Температура, ’С	520/520	525/525	530/520
Материал	12XM+08X18HIOT	12XM+08XI8HIOT	12XM+08XI8HIOT
	(футерован)	(футерован)	(футерован)
Масса, т	38,3	55,8	66,6
46
1	2	3	4
Внутренний диаметр, мм Высота, мм Расчетное давление, МПа Температура, *С Материал Масса, т	2600 (2 шт.) 9500 5,0/2,0 520/520 12XM+08XI8HIOT (футерован) 42,8	Р-4 3000 (2 шт.) 11500 5,31/2,0 525/525 12XM+08XI8HIOT (футерован) 54,3	4000 14000 4;4/2,0 530/520 12XM+08XI8HIOT (футерован) 122,5
В числителе - значения, относящиеся к реакции, в знаменателе - к регенерации
Для расчета реакторов каталитического риформинга можно воспользоваться методикой и порядком расчета, предложенным в работе [14]. В результате химических превращений, происходящих по мере прохождения газосырьевого потока через слой катализатора, его плотность, вязкость, линейная скорость и другие параметры изменяются, поэтому при гидродинамических расчетах аппарата следует пользоваться усредненными значениями этих величин или их функциональными зависимостями.
6.2.	Цилиндрические реакторы с аксиальным вводом сырья
Конструкция реактора с аксиальным вводом сырья и внутренней футеровкой приведена на рис. 13. В зависимости от гидродинамических условий движения газосырьевой смеси они могут быть с нисходящими или восходящими потоками.
Реактор включает общие для реакторов детали: корпус, днища, штуцеры для ввода и вывода сырья и продуктов реакции, распределитель, опорную решетку, слой катализатора и фарфоровых шариков, многозонные термопары, наружные термопары, футеровочный слой, опорное кольцо, люки для выгрузки катализатора и очистки.
Корпус реакторов подобного типа изготовлен из углеродистой стали марки 22К или 09Г2ДТ и футерован изнутри жаростойким торкрет-бетоном, толщина которого обычно составляет 150 мм. Использование футеровки уменьшает теплопотери реактора, снижает температуру корпуса и защищает металл от водородной коррозии, но при этом надо иметь ввиду, что не исключается возможность местных перегревов корпуса реактора, особенно в верхней его части у штуцеров.
Днища корпуса выполняются обычно эллиптической формы. Верхнее днище имеет штуцеры для ввода и вывода газосырьевой смеси и продуктов реакции, нижнее — два люка для выгрузки катализатора, люк для проведения ревизии и ремонта и штуцер для отбора проб.
Сырье подается в реактор через штуцер 7 и распределитель 5, ко-
47
Рис. 14. Реактор установки каталитического риформинга с аксиальным вводом сырья с защитной облицовкой реактора.
1—19 — см. обозначения рис. 13; 20 — защитный стакан; 21 — отбойный зонт;
22 — люк для очистки (4 шт.); 23 — вход охлаждающего газа Dy 50 мм.
Рис. 13. Реактор установки каталитического риформинга с аксиальным вводом сырья.
1 — корпус; 2 — днище; 3 — опорное кольцо; 4 — футеровка; 5 — рапредели-тель; 6 — опорная решетка; 7 — вход парогазовой смеси Dy 300 мм; 8 — выход парогазовой смеси Dy 300 мм; 9 — штуцер Dy 50 мм для многозонной термопары (3 шт.); 10 — наружные термопары; И — люк Dy 500 мм; 12 — люк для выгрузки катализатора Dy 175 мм (2 шт.); 13 — штуцер Dy 100 мм для эжекции газов; 14 — фарфоровые шарики 0 20 мм; 15 — катализатор; 16 — шарики 0 6 мм; 17 — шарики 0 13 мм; 18 — шарики 0 20 мм; 19 — легкий шамот.
торый обеспечивает равномерное распределение газосырьевого потока в верхнем пустотелом пространстве реактора. Затем поток проходит через слой фарфоровых шариков диаметром 16—20 мм, предназначенных для более равномерного распределения потока по сечению аппарата и уменьшения уноса катализатора. Пройдя через слой ката-
48
лизатора реакционной зоны аппарата, продукты реакции выводятся из реактора по центральной трубе через штуцер 8. Температура процесса постоянно замеряется тремя многозональными термопарами, расположенными в слое катализатора.
Опорная решетка 6 служит для удержания фарфоровых шариков и катализатора. Обычно на опорной решетке ниже слоя катализатора располагаются три слоя фарфоровых шариков диаметром 6, 13 и 20 мм.
Состояние изоляционного слоя и температура корпуса аппарата контролируются термопарами касания 10, размещенными на наружной поверхности реактора.
Во время регенерации катализатора кислородсодержащий газ подается через штуцер 7, продукты сгорания выводятся из аппарата эжекторным устройством через штуцер 13.
Внутренние детали реакторов выполняются из нержавеющих сталей 08X13 или Х5М, штуцеры-из хромомолибденовых сталей 12ХМ или 12МХ, устойчивых в среде водородсодержащих газов при повышенных температурах.
Опорное кольцо предназначено для крепления аппарата на строительных конструкциях и выполняется из углеродистых сталей.
Для риформирования сернистых бензиновых фракций, содержащих 0,04—0,06% мае. серы и выше, разработаны варианты реакторов (рис. 14) с защитным стаканом 20 из стали 08X13 или 1Х18Н9Т, отбойным зонтом 21 и сепарирующим устройством для улавливания продуктов коррозии, образующихся в связи с недостаточной коррозионной стойкостью стали в высокотемпературных узлах реактора. Для ввода охлаждающего газа предусмотрены штуцеры 23.
6.3.	Цилиндрические реакторы с радиальным вводом сырья
Реакторы каталитического риформинга с радиальным движением потока, применяемые на отечественных установках, приведены на рис. 15 и 16. Основное конструктивное отличие их от описанных выше реакторов состоит в том, что в реакционных аппаратах данного типа газосырьевая смесь проходит через слой катализатора в радиальном направлении, т.е. от периферии к центру. Такое конструктивное решение позволяет в несколько раз снизить потери давления в потоке. Но, как было показано выше, реактор с радиальным вводом желательно использовать только в том случае, когда сырье находится либо в жидком, либо в парогазовом состоянии.
Реактор включает общие для этого типа аппаратов детали: корпус, днища, распределитель, штуцеры для ввода и вывода сырья и продуктов реакции, а также штуцеры для термопар, выгрузки катализатора, эжекции газов и отбора проб, футеровку и опорное кольцо.
Рис. 16. Реактор риформинга с радиальным вводом сырья.
1 — распределитель; 2 — штуцер для термопары; 3 — днище верхнее; 4 — кожух; 5 — корпус; 6 — тарелка; 7 — футеровка; 8 — желоб; 9 — катализатор;
10 — труба центральная; 11 — пояс опорный; 12 — опора; 13 — днище нижнее;
14 — шары фарфоровые.
I — ввод сырья; II — вывод продукта; Ш — вывод катализатора.
Рис. 15. Реактор каталитического риформинга с радиальным вводом.
1 — корпус; 2 — днища; 3 — опорное кольцо; 4 — футеровка; 5 — распределитель; 6 — перфорированный стакан с сеткой; 7 — перфорированная труба Dy 400 мм с сеткой; 8 — вход продукта Dy 400 мм; 9 — выход продукта Dy 400 мм; 10 — штуцер для термопары; И — наружные термопары; 12 — шарики фарфоровые 0 20 мм; 13 — катализатор; 14 — шарики фарфоровые 0 6, 13 и 20 мм; 15 — люк Dy 500 мм для выгрузки катализатора; 16 — штуцер для эжекции газов; 17 — заполнитель; 18 — легкий шамот.
Реактор с радиальным вводом сырья, как правило, цилиндрический вертикальный аппарат с эллиптическими или полушаровыми днищами, изолированный изнутри слоем жаропрочного торкрет-бетона толщиной 100—150 мм. Использование футеровки позволяет изготовлять
50
♦I
Рис. 17. Реактор риформинга установки Л-Э5-11/300 НД.
1 — корпус; 2 — перфорированный желоб;
3 — сборник продуктов реакции; 4 — распределитель и гаситель потока; 5 — штуцер для термопары.
I — ввод сырья; II — вывод продукта; III — вывод катализатора.
корпус аппарата из углеродистой стали типа 22К. Поверхность футеровки обычно защищают кожухом из стали 08Х18НЮТ.
Внутри корпуса установлен перфорированный стакан из легированной стали, внутренняя поверхность которого покрыта двумя слоями легированной сетки. В стакан загружается катализатор в виде сплошного слоя с равномерной плотностью засыпки. В верхней части аппарата для предотвращения прямого попадания сырья в слой катализатора сверху засыпается слой фарфоровых шариков диаметром 20 мм (рис. 15) или устанавливается тарелка (рис. 16.). По периферии внутренней стенки корпуса реактора размещены вертикальные полуэллиптические перфорированные желоба — раздаточные газораспределители. Желоба корпуса вставлены в прорези верхнего кольца, приваренного к кожуху, а снизу закреплены на сплошном кольце. По оси аппарата установлена центральная перфорирования труба (коллектор), служащая сборником продуктов реакции. Сборный и раздаточный газораспределители должны обеспечивать равномерное распределение газосырьевого потока по всему объему реак
ционной зоны аппарата, обладать минимальным гидравлическим сопротивлением, предотвращать попадание катализатора в сборник, а также быть простым в изготовлении, иметь возможность проведения профилактического осмотра и ремонта.
Из многих применяемых в промышленной практике способов создания равномерного распределения газосырьевого потока в аппарате наибольшее предпочтение отдают изменению сопротивления газорас-пределителей по высоте реакционной зоны. В этих целях доля перфорации газораспределителей (как раздаточного, так и сборного) обычно составляет 2—4 %, уменьшаясь к нижней части. Для предот
51
вращения уноса катализатора труба снаружи покрыта двумя слоями легированной сетки.
Поступающие через штуцер пары сырья с помощью распределителя направляются в желоба и через прорези в них, двигаясь в радиальном направлении, проходят слой катализатора. Распределение газосырьевой смеси в аппарате зависит от высоты слоя катализатора, диаметра центральной трубы и доли перфорации в желобах и центральной трубе. Продукты реакции выводятся из реактора через центральную трубу вверх (рис. 15) или вниз (рис. 16) в зависимости от схемы обвязки аппарата трубопроводами. Нижняя часть реактора для лучшего распределения сырья, а также задержания механических примесей заполнена фарфоровыми шариками диаметром 6; 13 и 20 мм. Кроме того, реакторы могут различаться конструктивным оформлением отдельных узлов (коллекторов устройств загрузки и выгрузки катализатора, газораспределительных решеток и др.).
Температуру реакции по высоте аппарата измеряют тремя многозональными термопарами. Точки замера расположены по высоте термопары через 500 мм. Для контроля температуры стенки корпуса предусмотрены наружные поверхностные термопары.
Катализатор из реактора выгружают через штуцера; расположенные в нижнем днище. Осмотр и монтаж внутренних устройств аппарата выполняют через верхний штуцер ввода сырья.
При реконструкции реакторных блоков ряда установок каталитического риформинга в последнее время стали применять реакторы с радиальным вводом сырья без футеровки. На рис. 17 приведена схема реактора, используемого на установках Л-35-11/300 и ЛЧ-35-11/1000. Конструктивно она практически не отличается от рассмотренных выше типов реакторов, различие в основном в материальном исполнении корпуса аппарата и штуцеров для ввода сырья и вывода продуктов риформинга. Корпус выполнен из стали типа IX2MI или из биметалла типа 12ХМ + 08XI8HIOT, штуцеры — из стали IX2MI. Ниже приведены основные параметры реакторов этого типа на установках Л-35-11/300 [5].
Реактор риформинга	Диаметр, мм	Высота, мм	Масса, т	Материал корпуса
I ступени	1600	5120	13,8	12ХМ+08Х18Н10Т
П ступени	1800	8000	21,0	12ХМ+08Х18Н10Т
Ш ступени	2200	9600	33,7	12ХМ+08Х18Н10Т
6.4.	Сферические реакторы с аксиальным вводом сырья
На некоторых зарубежных установках каталитического риформинга (см. процесс магнаформинг) применяются реакторы сферической формы с аксиальным направлением потока (рис. 18). Сырье вводится
52
Рис. 18. Сферический реактор каталитического риформинга.
1 — корпус; 2 — футеровка; 3 — опорное кольцо; 4 — распределитель; 5 — опорная решетка с сеткой для катализатора; б — фарфоровые шарики 0 6 мм; 7 — фарфоровые шарики 0 13 мм; 8 — фарфоровые шарики 0 20 мм; 9 — катализатор; 10 — вход продукта; 11 — выход продукта; 12 — штуцер для многозонной термопары; 13 — люк для выгрузки катализатора.
в аппарат через штуцер 10 и выводится снизу реактора через штуцер 11. Для более равномерного распределения газосырьевой смеси по сечению реактора на входе потока находится распределитель 4, а сверху слоя катализатора 9 засыпается слой фарфоровых шариков 8 диаметром 20 мм. В нижней части реактора установлена специальная опорная решетка с сеткой, на которой для уменьшения уноса катализатора располагаются три слоя фарфоровых шариков диаметром 6; 13 и 20 мм. Практикуется следующее распределение общей загрузки катализатора в трехступенчатом реакторном блоке 1,5 : 3,0 :5,5, в четырехступенчатом — 1 : 1 : 2 : 7 [3].
Предлагаемое конструктивное оформление реактора позволяет создавать в аппарате достаточно равномерное распределение газосырь
53
евой смеси в нем, создает небольшое гидравлическое сопротивление потоку, значительно сокращает толщину стенок аппарата, что соответственно уменьшает расход металла. Однако в связи со сложностью изготовления таких аппаратов, а также ограниченностью их размеров (диаметр аппарата лимитируется габаритами подвижного железнодорожного состава) реакторы подобного типа на отечественных установках каталитического риформинга применения пока не нашли.
ПРИЛОЖЕНИЕ
Таблица П-1. Режим работы установок каталитического риформинга для выработки ароматических углеводородов [6]. А - проектные данные; В - фактические средние данные за год.
Показателя	Л-35-6		Л-35-8/300		Л-35-12/ ЗООА		Л-35-13/ЗООА	
	А	Б	А	Б	А	Б	А	Б
Среднесуточная производительность, мэ/сут	1250-1300	1370-1660	1280	1200-1390	1240	1308	1150- 1200	1240-1330
Блок гидроочистки								
Объемная скорость, ч*1	Гидроочистка сырья		5,0	4,3-4,6	5,0	5,9	5,0	5,0- 5,2
Температура на входе в реактор, *С	осуществляется на от-		до 420	350-365	380-420	289	380-420	300-350
Давление на входе в реактор, МПа Кратность циркуляции, м3/м3 сырья Блок риформинга	дельно стоящем блоке Л-24-300		4,0 на «проток»	3,4-3,5 125-145	2,7 5 80	2,45	33-4,0 5 100	23-2,6 140-145
Кратность циркуляции, м3/м3 сырья Объемная скорость, ч’1	1200		1600	1600-1700	1200		1350-1500	1500
Температура на входе, ‘С I ступень	1	13	486-510 1	13	1,7-1,8	13	460-480 1	13	1,5—1,8 483
II ступень	г III ступень	J IV ступень	490-520	490-510 f 490-510 1	490-530	492-512 |	480-525	478-480 478-482 f 478-492 J	480-530	485 487 490
Давление на выходе из Ш ступени, МПа	2,0	1,8-2,0	2,0	4,8-2,0	2,0	1,85-1,9	3,0	2,8-2,9
Перепад температур (на все ступени), ‘С	75	57-93	75 (на три ступени)	68-70	115	107	75-130 (4 ступени)	50-60
Перепад давления в циркуляционной системе, МПа	13	0,57-1,1	13	0,9-1,05	13	1,2	1,8	1,8
Таблица П-2. Режим работы установок каталитического риформинга для выработки компонентов автобензина [6] А - проектные данные; Б - фактические средние данные за год.
Показателя	Л - 35 - 5		Л - 35 - 11/300		ЛГ - 35 - 11/300 - 95		ЛЧ - 35 -11/600	
	А	Б	А	Б	А	Б	А	Б
1	2	3	4	5	6	7	8	9
Средне-суточная произво-								
дительность, м3/сут Блок гидроочистки Объемная скорость,ч-1 Температура на входе в реактор, ‘С Давление на входе в реак-	1200 - 1180 гидроочистка ществляется	1350 - 1500 сырья осу-на отдельно	1200 5,0 400 - 420	1300 - 1460 4,5 - 5,0 350 - 370	1150 5,0 до 420	1210 - 1410 4,6 - 5,0 340 - 360	2300 5,0 до 420	2380 - 2680 4,3 - 4,9 319 - 357
тор, МПа Кратность циркуляции, м3/м3 сырья Гидравлическое сопротивление циркуляционной системы, МПа Блок риформинга Кратность циркуляции,	стоящем бло	ке Л-24-300	3,0 - 4,0 500 1,8	3,1 - 4,0 300 - 800 0,7 - 1,5	3,5 - 4,5 300 1,45	3,6 - 4,0 430 - 610 0,6 - 0,7	3,5 - 4,0 80-100	2,3 - 3,8 80 - 190
м3/ м3 сырья	1500	1150 - 1350	1500	1120 - 2300	1800	1700-1970	1800	1460 - 1900
Объемная скорость, ч'1 Температура на входе, *С I ступень	1Л	1,5 - 1,88 496 - 510	1Л	1,4 - 2,0	1Л	1,4 - 1,7	1,5	U - 1,8
II ступень Ш ступень	480 - 520	500 - 514 500 - 515	480-520	488 - 515	490 - 530	480-505	490 - 530	484 - 504
1	2	3	4	5	6	7	8	9
Давление на выходе из Ш ступени, МПа	4,0	3,1 - 3,5	4,0	3,3 - 3,8	3,0 - 3,5	3,0 - 3,2	3,0 - 3,5	2,8 - 3,8
Перепад температур (на все ступени), ‘С	83	60-80	67 - 70	61 - 91	75	44-105	75	50-77
Перепад давления в циркуляционной системе, МПа	1,8	1,2 - 1,7	1,8	0,7 - 1,2	1,6	1,0 - 1,2	1,5	1,2 - 1,4
Октановое число (М. М.)	75,0	75,5 - 78,0	77,7	73,3 - 78,0	84-85	82-84	84-85	80 - 83,6
Литература
1.	Сулимов А. Д. Каталитический риформинг бензинов. — М.: Химия, 1973, 152 с.
2.	Суханов В. П. Каталитические процессы в нефтепереработке. — М.: Химия, 1979, 344 с.
3.	Смидович Е. В. Технология переработки нефти и газа. Ч. II — М.: Химия, 1968, 376 с.
4.	Нефть, газ и нефтехимия за рубежом. 1980, № 9, с. 103— 108; 1982, № 9, с. 114—119; 1984, № 9, с. 86—89; 1986, № 9, с. 98—99; 1988, № 9, с. 100—102; 1990, № 11, с. 104—105.
5.	Справочник нефтепереработчика. / Под ред. Г. А. Ластовкина, Е. Д. Радченко, А. Г. Рудина. — Л.: Химия, 1986, 648 с.
6.	Промышленные установки каталитического риформинга. / Под ред. Г. А. Ластовкина. — Л.: Химия, 1984, 232 с.
7.	Средин В. В., Тарасенко П. В. Оборудование и трубопроводы установок каталитического риформинга и гидроочистки. — Л.: Гостоптехиздат, 1963, 259 с.
8.	Сулимов А. Д. Производство ароматических углеводородов из нефтяного сырья. — М.: Химия, 1975, 304 с.
9.	Капустин В. М., Свинухов А. Г., Рубинштейн А. И. Катализаторы переработки нефтяного сырья. — М.: МИНХиГП, 1990, 162 с.
10.	Опыт пуска и освоения установок каталитического риформинга. — М.: ЦНИИТЭнефтехим, 1974, 66 с.
11.	Вихман Г. Л., Круглов С. А. Основы конструирования аппаратов и машин нефтеперерабатывающих заводов. — М.: Машиностроение, 1978, 328 с.
12.	Расчеты основных процессов и аппаратов нефтепереработки. Справочник./ Под ред. Е. Н. Судакова.— М.: Химия, 1979, 568 с.
13.	Скобло А. И., Трегубова И. А., Молоканов Ю. К Процессы и аппараты нефтеперерабатывающей и нефтехимической промышленности.— М.: Химия, 1982, 584 с.
14.	Осинина О. Г. Технологический расчет реакторного блока установки каталитического риформинга с платиновым катализатором,— М.: МИНХ и ГП, 1971, 27 с.
15.	Конь М. Я., Зелькинд Е. М., Шершун В. Г. Нефтеперерабатывающая и нефтехимическая промышленность за рубежом. Справочник.— М.: Химия, 1986, 183 с.
16.	Нагиев М. Ф. Химия , технология и расчет процессов синтеза моторных топлив. Т. I.— Баку: АН АзССР, 1961, с. 35, 40.
59
Содержание
1.	Введение............................................................... 3
2.	Общие сведения о каталитическом риформинге ........................... 4
2.1.	Химизм процесса ................................................. 4
2.2.	Теплота реакции.................................................. 6
2.3.	Сырье каталитического риформинга ................................ 8
2.4.	Промышленные катализаторы риформинга............................. 9
3.	Основные технологические параметры процесса ......................... 13
3.1.	Влияние температуры ............................................ 13
3.2.	Влияние давления ..............................................  16
3.3.	Влияние объемной скорости подачи сырья.......................... 18
3.4.	Влияние циркуляции водородсодержащего газа...................... 18
4.	Отечественные установки каталитического риформинга .................. 19
4.1.	Типы промышленных установок..................................... 19
4.2.	Типовая технологическая схема процесса.......................... 21
4.3.	Технологические режимы установок................................ 24
5.	Зарубежные установки каталитического риформинга...................... 26
5.1.	Платформинг фирмы Universal Oil Products........................ 26
5.2.	Ультраформинг фирмы Standart Oil Со (Indiana) .................. 30
5.3.	Пауэрформинг фирмы Exxon Research & Engineering Co.............. 32
5.4.	Гудриформинг фирмы Houndry Process Corporation.................. 35
5.5.	Магнаформинг фирмы Engelhard Corp............................... 35
5.6.	Рениформинг фирмы Chevron Research Co........................... 39
5.7.	Каталитический риформинг FIN ................................... 41
6.	Классификация и конструкции реакторов каталитического риформинга ....	42
6.1.	Классификация реакторов......................................... 43
6.2.	Цилиндрические реакторы с аксиальным вводом сырья............... 47
6.3.	Цилиндрические реакторы с радиальным вводом сырья .............. 49
6.4.	Сферические реакторы с аксиальным вводом сырья.................. 52
Приложение............................................................... 55
Литература .............................................................. 59
Содержание .............................................................. 60
Сдано в набор 18.02.93. Подп. в печ. 22.02.93
Формат бумаги 60x90/16. Бумага офсетная №1.
Гарнитура Таймс. Усл. печ. л. Д 1$ Усл. Kp.-orr.3 Zj"
Тираж 150 экз. Заказ № 64
Учебное пособие набрано и сверстано в компьютерном центре издательства "Нефть и газ".
Отпечатано в типографии издательства "Нефть и газ"
117917, г. Москва, Ленинский пр., 65, корп. 2