Способ переработки углеводородного сырья

 

Использование: нефтехимия. Сущность: переработку углеводородного сырья осуществляют при температуре 200-480^oС и давлении 0,1-4 МПа на цеолитсодержащем катализаторе последовательно по меньшей мере в двух адиабатических реакторах с промежуточным между ними подводом или отводом тепла и при этом по меньшей мере один реактор находится на стадии регенерации катализатора. Все реакторы технологически обвязаны таким образом, чтобы обеспечивать возможность переключения последнего по ходу подачи сырья реактора на стадию регенерации катализатора и последующее подключение реактора с отрегенерированным катализатором на переработку сырья первым по ходу его подачи. 6 з. п.ф-лы.

Изобретение относится к способам переработки углеводородного сырья для получения неэтилированных высокооктановых бензиновых фракций и/или ароматических углеводородов С₆-С₁₀ или бензиновых и дизельных фракций при помощи цеолитсодержащих катализаторов.

В качестве сырья возможно использование жидких углеводородных фракций, выкипающих в области температур кипения бензинов (до 200-250^oС), и/или углеводородных газов, содержащих олефины C₂-C₅.

В настоящее время основным процессом производства высокооктановых бензинов и ароматических углеводородов из углеводородного сырья, выкипающего в интервале 45-200^oС, является процесс каталитического риформинга, осуществляемый при помощи платиновых или полиметаллических катализаторов [Гуреев А. А. , Жоров Ю.М., Смидович Е.В. Производство высокооктановых бензинов. - М., -Химия, 1981, - 224 с.]. В процессе риформинга целевые продукты производят из предварительно гидроочищенного сырья путем его нагрева до температуры реакции, последовательного контактирования сырья в присутствии водородсодержащего газа со стационарным слоем катализатором в нескольких адиабатических реакторах с промежуточным подогревом реакционной смеси между реакторами и последующего разделения продуктов реакции на ряд газообразных и жидких фракций путем сепарации и ректификации. Использование в процессе водородсодержащего газа обеспечивает большой межрегенерационный пробег катализатора (не менее 1 года), что позволяет осуществлять стадию регенерации катализатора при полной остановке процесса. Основными недостатками риформинга являются: - высокая чувствительность катализаторов к серу- и азотсодержащим соединениям, что требует предварительной глубокой гидроочистки сырья; - чувствительность катализаторов к природе сырья - предпочтительным сырьем риформинга являются углеводородные фракции 80-180^oС нафтенового основания и при переработке сырья с высоким содержанием парафиновых углеводородов практически невозможно производить бензины с ОЧ>82 ММ; - относительно высокие температуры реакции, что повышает энергозатраты на производство; - высокое содержание бензола в производимых риформатах, что ограничивает возможность их применения в качестве автобензинов по ГОСТ Р 51105-97, т.к. в соответствии с данным стандартом содержание бензола в автобензинах не должно превышать 5% об.

В связи с созданием цеолитов семейства пентасил (ZSM-5, ZSM-11), имеющих специфические каталитические свойства, стали возможными разработка новых процессов и катализаторов, позволяющих перерабатывать без предварительной гидроочистки углеводородное сырье широкого фракционного состава - от углеводородов С₂ до С₁₀ и выше в высокооктановые бензины, и/или ароматические углеводороды, и/или дизельные фракции.

Так, известны установки и способы получения высокооктановых бензиновых фракций и/или ароматических углеводородов С₆-С₁₀ из органического сырья на основе углеводородов и/или кислородсодержащих соединений, в которых применяют катализаторы на основе цеолита пентасил со структурой ZSM-5, ZSM-11 [Пат. РФ 2053013, кл. В 01 J 8/06, С 10 G 35/04, 1996; Пат. РФ 2098173, кл. В 01 J 19/00, С 10 G 35/04, 3/00, С 07 С 2/12, 1997]. Согласно данным способам целевую продукцию производят на соответствующих установках следующим образом. Сырье последовательно нагревают в соответствующей теплообменной аппаратуре до температуры, близкой к температуре реакции, и подают в один из двух кожухотрубчатых реакторов, где подвергают контактированию при повышенной температуре и избыточном давлении с катализатором (другой реактор находится на стадии регенерации катализатора и через определенное время - 150-500 час в реакторах происходит одновременно чередование стадий "реакция-регенерация"). Продукты реакции охлаждают и подвергают разделению с выделением ряда газообразных и жидких фракций (в т.ч. бензиновых фракций и ароматических углеводородов С₆-С₁₀) путем сепарации и ректификации в соответствующем технологическом оборудовании. Стадию регенерации катализатора осуществляют при температуре 500-540^oС путем контактирования с закоксованным катализатором регенерирующего газа с определенным содержанием кислорода. Основные недостатки данных способов: - применение кожухотрубчатых реакторов, что приводит к ограничению мощности переработки, т. к. объемы загрузки кожухотрубчатых реакторов катализатором ограничены конструкционными особенностями аппаратов; - повышенный суммарный объем загружаемого в реакторы катализатора, т.к. на стадии регенерации находится катализатор в количестве, эквивалентном количеству катализатора, работающего на стадии "реакция".

Известен способ получения высокооктанового бензина из бензиновых фракций при помощи цеолитсодержащего катализатора [Пат. РФ 2045569, кл. С 10 G 35/095, 1995]. Согласно данному способу прямогонную бензиновую фракцию нагревают до 375-450^oС и подвергают контактированию при повышенной температуре и атмосферном давлении со стационарным слоем катализатора в одном из трех адиабатических реакторов (другой реактор находится на стадии регенерации, а третий - на стадии разогрева и через 24 час в реакторах производят циклическое чередование стадий). Продукты контактирования охлаждают и подвергают разделению с выделением ряда газообразных и жидких фракций (в т.ч. бензиновой фракции) путем сепарации и ректификации в соответствующем технологическом оборудовании. Регенерацию закоксованного катализатора осуществляют первоначально смесью воздуха с водяным паром, а затем - воздухом. Основные недостатки данного способа: - осуществление стадии контактирования только в одном адиабатическом реакторе. Последнее, вследствие высокого эндотермического теплового эффекта реакции, приводит к существенному падению температуры реакции по слою катализатора, что приводит к неоптимальному режиму его работы; - проведение регенерации катализатора в присутствии водяного пара, что сокращает срок службы катализатора; - повышенный суммарный объем загружаемого в реакторы катализатора, т.к. и на стадии регенерации, и на стадии разогрева находится катализатор в количестве, эквивалентном количеству катализатора, работающего на стадии "реакция".

Наиболее близким по своей технической сущности и достигаемому эффекту является способ получения высокооктанового бензина и ароматических углеводородов [Пат. РФ 2078791, кл. С 10 G 35/095, 1997], в котором применяют катализатор, содержащий цеолит пентасил. Согласно выбранному прототипу исходное сырье - стабильный газовый конденсат предварительно подвергают ректификации с выделением ряда фракций, в т.ч. прямогонной бензиновой фракции. Выделенную прямогонную бензиновую фракцию испаряют и подогревают до температуры, близкой к температуре реакции в соответствующем технологическом оборудовании (теплообменник, печь), и последовательно подвергают контактированию в двух или нескольких адиабатических реакторах со стационарными слоями цеолитсодержащего катализатора при повышенных температуре и давлении. Адиабатическое падение температуры реакционной смеси (вследствие теплового эффекта протекающих химических реакций) компенсируют путем ее дополнительного подогрева между реакторами до температуры ее переработки в следующем реакторе. Продукты реакции охлаждают и разделяют путем сепарации и ректификации на ряд газообразных и жидких фракций, в т.ч. высокооктановой бензиновой фракции, в соответствующем технологическом оборудовании (теплообменники, холодильники, сепараторы, ректификационные колонны). Выделенную высокооктановую бензиновую фракцию компаундируют с одной или несколькими прямогонными фракциями газового конденсата для получения целевого продукта - высокооктанового бензина. Продолжительность работы катализатора до регенерации - 220-250 час.

Основным недостатком прототипа является периодичность осуществления способа. Так, из приведенной в прототипе принципиальной технологической схемы следует, что после 220-250 час работы катализатора для осуществления стадии регенерации катализатора, заключающуюся в выжигании образовавшегося на катализаторе кокса, необходимо прекращение переработки сырья по описанному выше способу, проведение стадии регенерации, и далее, переработка сырья указанным способом, опять прекращение переработки сырья, регенерация и т.д.

Задачей, решаемой предлагаемым изобретением, является создание способа переработки углеводородного сырья, позволяющего производить высокооктановые бензиновые фракции и/или ароматические углеводороды С₆-С₁₀ или высокооктановые бензиновые фракции и дизельные фракции при помощи последовательно работающих адиабатических реакторов в непрерывном режиме при сохранении качества и выхода производимой продукции.

Поставленная задача достигается тем, что переработку углеводородного сырья, выкипающего до 200-250^oС, осуществляют по меньшей мере в трех адиабатических реакторах (реакторных устройствах), технологически обвязанных для возможности переключения по меньшей мере одного из них на стадию регенерации катализатора кислородсодержащим газом и последующего подключения реактора с отрегенерированным катализатором на переработку сырья первым по ходу его подачи и переключения последнего по ходу сырья реактора со стадии переработки сырья на стадию регенерации катализатора путем предварительного нагрева, испарения и перегрева сырья в соответствующих технологических аппаратах до температуры реакции, последовательного его контактирования при температуре реакции 200-480^oС и давлении 0,1-4 МПа с цеолит-содержащим катализатором по меньшей мере в двух адиабатических реакторах с получением между реакторами промежуточного реакционного потока, подводом или отводом тепла промежуточного потока в соответствующих технологических аппаратах, последующего охлаждения, конденсации и разделения продуктов реакции на газообразные и жидкие фракции путем сепарации и ректификации в соответствующих технологических аппаратах, а стадию регенерации катализатора осуществляют при температуре 350-550^oС и давлении 0,1-4 МПа первоначально регенерирующим газом с содержанием кислорода 0,1-3% об., а затем 10-21% об. Применяемый катализатор содержит цеолит пентасил или цеолит типа L, или бета, или омега.

Возможна переработка сырья в реакторах с подъемом температуры реакции со средней скоростью 0,05-2 К/час пропорционально степени дезактивации катализатора таким образом, чтобы поддерживать качество и групповой состав продуктов на одном уровне. Возможно осуществление способа таким образом, чтобы температура реакции в каждом последующем по ходу подачи сырья реакторе была выше, чем температура реакции в предыдущем реакторе. Возможно осуществление переработки сырья в присутствии водородсодержащего газа. Возможно получение регенерирующего газа путем смешения части отработанных газов регенерации с воздухом или с воздухом и азотом.

Основными отличительными признаками предлагаемого способа являются:
- осуществление переработки сырья по меньшей мере в трех адиабатических реакторах, технологически обвязанных таким образом, чтобы обеспечивать переключение по меньшей мере одного из них на стадию регенерации катализатора кислородсодержащим газом с последующим подключением реактора с отрегенерированным катализатором на переработку сырья первым по ходу его подачи и переключением последнего по ходу сырья реактора со стадии переработки сырья на стадию регенерации катализатора;
- возможность использования катализаторов, содержащих не только цеолит пентасил, но и цеолиты типа L, или бета, или омега;
- осуществление стадии регенерации катализатора при температуре 350-550^oС и давлении 0,1-4 МПа первоначально регенерирующим газом с содержанием кислорода 0,1-3% об., а затем 10-21% об.;
- возможность осуществления переработки сырья в реакторах с подъемом температуры реакции со средней скоростью 0,05-2 К/час пропорционально степени дезактивации катализатора таким образом, чтобы поддерживать качество и групповой состав продуктов на одном уровне;
- возможность осуществления переработки сырья таким образом, чтобы температура реакции в каждом последующем по ходу подачи сырья реакторе была выше, чем температура реакции в предыдущем реакторе;
- возможность осуществления переработки сырья в присутствии водородсодержащего газа.

Достигаемый результат связан с организацией процесса таким образом, что осуществляют последовательное контактирование сырья с катализатором по меньшей мере в двух адиабатических реакторах и одновременно в другом, по меньшей мере одном адиабатическом реакторе, осуществляют стадию регенерации катализатора.

Способ осуществляют следующим образом. Сырье предварительно нагревают до температуры реакции в соответствующих технологических аппаратах (теплообменники, печи и т.п.) и подвергают последовательному контактированию в 2-х или более адиабатических реакторах со стационарным слоем цеолитсодержащего катализатора. В результате протекания химических реакций на катализаторе, имеющих в зависимости от состава сырья экзотермический или эндотермический тепловой эффект, температура реакции по слою катализатора изменяется, вследствие чего поток реакционной смеси после каждого реактора выходит с температурой, отличающейся от температуры потока на входе в этот реактор. Для осуществления оптимальных условий работы катализатора во всех реакторах промежуточный реакционный поток между реакторами, в зависимости от теплового эффекта реакции, охлаждают (в случае экзотермического процесса) или нагревают (в случае эндотермического процесса) в соответствующих технологических аппаратах (теплообменники, печи и т.п.) до температуры реакции в последующем реакторе. После последнего по ходу подачи сырья реактора продукты реакции охлаждают в соответствующих технологических аппаратах (теплообменники, холодильники и т. п. ) и разделяют на ряд газообразных и жидких фракций путем сепарации и ректификации в соответствующих технологических аппаратах с выделением целевых продуктов - высокооктановой бензиновой фракции и дизельной фракции или ароматических углеводородов С₆-С₁₀.

Температура реакции определяется в зависимости от состава сырья и типа производимой целевой продукции (например, производство бензинов типа А-76 или АИ-95 или производство дизельных фракций). В зависимости от состава сырья усредненная температура реакции может быть примерно одинакова во всех работающих реакторах или различаться. В последнем случае усредненная температура реакции в каждом последующем по ходу подачи сырья работающем реакторе выше, чем усредненная температура реакции в предыдущем реакторе Для увеличения длительности межрегенерационного пробега катализатора, которая зависит от типа сырья и условий реакции, возможно повышение температуры реакции со средней скоростью 0,05-2 К/час пропорционально степени дезактивации катализатора таким образом, чтобы поддерживать качество и групповой состав продуктов на одном уровне.

В ходе переработки углеводородного сырья на цеолитсодержащем катализаторе протекают процессы коксообразования, приводящие со временем к обратимой дезактивации катализатора, в результате чего происходит снижение его уровня активности и вследствие этого - ухудшение качества бензина (снижение октанового числа) и снижение выхода ароматических углеводородов. Для восстановления уровня активности катализатора осуществляют его регенерацию, заключающуюся в выжигании образовавшегося на катализаторе кокса кислородсодержащим газом.

Во время осуществлении переработки сырья в упомянутых выше реакторах по меньшей мере 1 адиабатический реактор находится на стадии регенерации катализатора. Все реакторы технологически обвязаны для возможности переключения по меньшей мере одного из них на стадию регенерации катализатора кислородсодержащим газом и последующего подключения реактора с отрегенерированным катализатором на переработку сырья первым по ходу подачи сырья и переключения последнего по ходу подачи сырья реактора со стадии переработки на стадию регенерации катализатора. Данные переключения осуществляют периодически после начала изменения качества или выхода продукта и/или достижения конечной температуры реакции.

Стадию регенерации катализатора осуществляют при температуре 350-550^oС и давлении 0,1-4 МПа первоначально регенерирующим газом с содержанием кислорода 0,1-3% об., а затем 10-21% об. Регенерирующий газ получают путем смешения воздуха с азотом. Возможно получение регенерирующего газа путем смешения части отработанных газов регенерации, подаваемых на рециркуляцию, с воздухом или с воздухом и азотом.

Сущность предлагаемого способа и его практическая применимость иллюстрируется нижеприведенными примерами.

Пример 1. В качестве сырья используют углеводородную фракцию с ОЧ=64 MM, имеющую следующий фракционный состав, ^oС: н.к. - 36; 10% об. - 65, 50% - 107, 90% - 152, к.к. - 191 и содержащую углеводороды, % мас.: С₂ - 0,1; С₃ - 0,6; С₄ - 1,7; С₅ - 5,5; С₆ - 14,3; С₇ - 28,7; C₈ - 28,9; С₉ - 15,3; С₁₀₊ - 4,9. Способ осуществляют с применением 4 адиабатических реактора, 3 из которых находятся в работе и 1 реактор - на стадии регенерации катализатора. Используют катализатор, содержащий 70% мас. цеолита пентасил (со структурой ZSM-5) состава 0,03Nа₂О•Аl₂О₃•0,3Fе₂O₃•88SiO₂.

Сырье при давлении 1 МПа предварительно нагревают, испаряют, перегревают до температуры реакции 1-го по ходу подачи реактора и подвергают последовательному контактированию в 3-х реакторах с катализатором и с промежуточным подогревом реакционного потока между реакторами. Объемная скорость подачи жидкого сырья на суммарную загрузку катализатора в первом - третьем реакторах - 2,0 час^-1. При превращении сырья в работающих реакторах в результате протекания химических реакций разрыва С-С связей углеводородов и ароматизации, имеющих суммарный эндотермический тепловой эффект, температура реакции по слою катализатора в каждом реакторе падает, вследствие чего поток реакционной смеси после каждого реактора выходит с температурой ниже, чем температура потока на входе в этот же реактор.

Средняя температура реакции в каждом последующем по ходу подачи сырья реакторе выше, чем в предыдущем. В ходе переработки сырья вследствие процессов коксообразования происходит постепенная дезактивация катализатора, приводящая к падению уровня его активности, в результате чего происходит снижение выхода ароматических углеводородов и падение октанового числа производимого бензина. Для поддержания стабильного уровня активности катализатора и увеличения длительности его межрегенерационного пробега в ходе процесса в каждом реакторе повышают температуру реакции, поддерживая выход и качество продуктов на одном уровне.

Периодически, после достижения конечной температуры реакции и начала ухудшения качества продукта, последний по ходу подачи сырья 3-й реактор отключают от линии подачи сырья для проведения стадии регенерации катализатора, а реактор с отрегенерированным катализатором подключают на переработку сырья 1-м по ходу подачи сырья. В отключенном реакторе осуществляют регенерацию катализатора, заключающуюся в выжигании образовавшегося на катализаторе кокса кислородсодержащим газом.

Первоначально, при только что подключенном на переработку сырья первом реакторе, температура потока сырья на входе в 1-й реактор составляет 370^oС, на выходе - 345^oС. Промежуточную реакционную смесь после 1-го по ходу подачи сырья реактора подогревают до температуры входа во 2-й реактор - 405^oС температура потока на выходе 2-го реактора - 385^oС. Эту промежуточную реакционную смесь подогревают до температуры входа в 3-й реактор - 430^oС, температура потока продуктов реакции на выходе 3-го реактора - 415^oС.

Перед переключением 3-го реактора на стадию регенерации катализатора температура потока сырья на входе в 1-й реактор составляет 405^oС, на выходе - 380^oС Температура потока 1-й промежуточной реакционной смеси на входе во 2-й реактор - 435^oС, температура потока на выходе 2-го реактора - 415^oС. Температура потока 2-й промежуточной реакционной смеси на входе в 3-й реактор - 455^oС, температура потока продуктов реакции на выходе 3-го реактора - 440^oС.

Температуру реакции на входе переработки сырья повышают со средней скоростью 0,36 К/час в 1-м по ходу подачи реакторе, 0,29 К/час - во 2-м и 0,14 К/час - в 3-м реакторе до температуры на входе - 405^o, 435^o и 455^oС соответственно для 1-го, 2-го и 3-го реакторов.

В результате такого осуществления способа в течение 210 часов работы катализатора в каждом реакторе групповой состав продуктов реакции и качество производимой продукции остаются постоянными.

Продукты реакции охлаждают и разделяют путем сепарации и ректификации с выделением 30% мас. углеводородных газов C₁-C₄ (в т.ч. сжиженного газа С₃-С₄ - 18%), 67% высокооктановой бензиновой фракции и 3% тяжелой фракции >195^oС Высокооктановая бензиновая фракция содержит 8% н-парафинов, 61% ароматических углеводородов С₆-С₁₀, 30% изопарафинов и нафтенов, 1% непредельных углеводородов, имеет октановое число 86 MM и соответствует автобензину АИ-95. Выход ароматических углеводородов С₆-С₁₀ - 40,9%.

Регенерацию закоксованного катализатора проводят при давлении 1 МПа первоначально регенерирующим газом с содержанием кислорода 1,5% об. при температуре 500^oС, а затем - 20% об. при температуре 520^oС.

Пример 2. В качестве сырья используют пропилен. Способ осуществляют с применением 5 адиабатических реакторов со стационарным слоем катализатора, 4 из которых находятся в работе и 1 реактор - на стадии регенерации катализатора. Используют катализатор, содержащий 40% мас. Аl₂О₃ и 60% цеолита пентасил эмпирической формулы 0,02Nа₂O•А1₂O₃•0,1Fе₂O₃•0,3Gа₂O₃•86SiO₂. Сырье при давлении 0,5 МПа предварительно нагревают до температуры 260^oС и подвергают последовательному контактированию с катализатором в 4-х реакторах с промежуточным охлаждением реакционного потока между реакторами. В результате протекания химических реакций олигомеризации и ароматизации, имеющих экзотермический тепловой эффект, поток реакционной смеси после каждого реактора выходит с температурой ~300^oС, среднеарифметическая температура реакции в каждом реакторе составляет ~280^oС. После 1-го, 2-го и 3-го реакторов промежуточную реакционную смесь охлаждают до температуры 260^oС и подвергают переработке в последующем реакторе. Массовая скорость подачи сырья на суммарную загрузку катализатора в первом - четвертом реакторах - 2,0 час^-1.

После 4-го реактора продукты реакции охлаждают и разделяют путем сепарации и ректификации с выделением 9% мас. углеводородных газов, 68% бензиновой фракции 35-205^oС и 23% дизельной фракции >180^oС. Бензиновая фракция имеет октановое число не ниже 76 MM.

Периодически, для проведения стадии регенерации катализатора последний по ходу подачи сырья 4-й реактор отключают от линии подачи сырья, а реактор с отрегенерированным катализатором подключают на переработку сырья 1-м по ходу подачи сырья. В отключенном реакторе осуществляют регенерацию катализатора, заключающуюся в выжигании образовавшегося на катализаторе кокса кислородсодержащим газом.

Регенерирующий газ с содержанием кислорода 1% об. при давлении 0,5 МПа нагревают до температуры 350^oС и подают в реактор с закоксованным катализатором. В результате протекания экзотермической реакции горения катализаторного кокса температура в зоне горения кокса составляет 450^oС. После выгорания основной части катализаторного кокса содержание кислорода в газе повышают до 15% об. и осуществляют регенерацию катализатора при 500^oС.

Пример 3. В качестве сырья используют фракцию углеводородов С₆-С₈, выкипающую в интервале 68-111^oС и содержащую 30% мас. н-парафинов, 30% изопарафинов, 30% нафтенов и 10% ароматических углеводородов. Способ осуществляют с применением 3 адиабатических реакторов, 2 из которых находятся в работе и 1 реактор - на стадии регенерации катализатора. Сырье перерабатывают в присутствии водорода при мольном отношении Н₂/СН=6. Используют катализатор, содержащий 70% мас. цеолита типа бета эмпирической формулы 0,03Nа₂О•Аl₂О₃•0,1Fе₂O₃•84SiO₂ и 0,6% Ni.

Сырье в смеси с водородом при давлении 3 МПа предварительно нагревают, испаряют и подвергают последовательному контактированию с катализатором в 2-х реакторах при средней температуре реакции 400^oС в каждом реакторе и с промежуточным подогревом реакционного потока между реакторами. Массовая скорость подачи жидкого сырья на суммарную загрузку катализатора в первом - втором реакторах - 1,5 час^-1.

После 2-го реактора продукты реакции охлаждают и разделяют путем сепарации с выделением газа, содержащего водород, углеводороды C₁-C₄, и ректификации с выделением углеводородных (в т.ч. сжиженных) газов С₃-С₄ и бензиновой фракции С₅₊.

Суммарный выход углеводородных газов C₁-C₄ - 27% мас., выход бензиновой фракции - 73%. Бензиновая фракция содержит 38% ароматических углеводородов С₆-С₁₀, 45% изопарафинов, 11% н-парафинов и 6% нафтенов.

Периодически, для проведения стадии регенерации катализатора последний по ходу подачи сырья 2-й реактор отключают от линии подачи сырья, а реактор с отрегенерированным катализатором подключают на переработку сырья 1-м по ходу подачи сырья. В отключенном реакторе осуществляют регенерацию катализатора, заключающуюся в выжигании образовавшегося на катализаторе кокса кислородсодержащим газом.

Регенерацию закоксованного катализатора проводят при давлении 1 МПа первоначально регенерирующим газом с содержанием кислорода 1% об. при температуре 450^oС, а затем - 20% об. при температуре 500^oС.

Пример 4. В качестве сырья используют гексен-1. Способ осуществляют с применением 4 адиабатических реакторов со стационарным слоем катализатора, 3 из которых находятся в работе и 1 реактор - на стадии регенерации катализатора. Используют катализатор, содержащий 30% мас. Аl₂О₃ и 70% цеолита типа L эмпирической формулы 0,03Na₂О•0,03К₂O•А1₂O₃•8,3SiO₂.

Сырье при давлении 3 МПа подвергают последовательному контактированию с катализатором в 3-х реакторах при средней температуре реакции 240^oС в каждом реакторе и с промежуточным охлаждением реакционного потока между реакторами. Массовая скорость подачи сырья на суммарную загрузку катализатора в первом - третьем реакторах - 2,0 час^-1.

После 3-го реактора продукты реакции охлаждают и разделяют путем сепарации и ректификации с выделением 4,7% мас. углеводородных газов C₁-C₄ и 95,3% жидкой фракции C₅₊, имеющей следующий фракционный состав, ^oС: н.к. - 42: 10% об. - 73, 20% - 87, 30% - 181, 40% - 216, 50% - 229, 60% - 267, 70% - 303, 80% - 331, 90% - 352, к.к. - 361. Жидкую фракцию разделяют путем ректификации с выделением 21,2% мас. бензиновой фракции н.к. - 160^oС и 74,1% дизельной фракции >160^oС.

Периодически, для проведения стадии регенерации катализатора последний по ходу подачи сырья 3-й реактор отключают от линии подачи сырья, а реактор с отрегенерированным катализатором подключают на переработку сырья 1-м по ходу подачи сырья. В отключенном реакторе осуществляют регенерацию катализатора аналогично примеру 2.

Формула изобретения

1. Способ переработки углеводородного сырья, выкипающего до 200-250^oС, путем его предварительного нагрева, испарения и перегрева до температуры реакции в соответствующих технологических аппаратах, последовательного контактирования при повышенных температурах и избыточном давлении на цеолитсодержащем катализаторе в адиабатических реакторах с получением между реакторами промежуточного реакционного потока, подводом или отводом тепла промежуточного потока в соответствующих технологических аппаратах, последующего охлаждения, конденсации и разделения продуктов реакции на газообразные и жидкие фракции путем сепарации и ректификации в соответствующих технологических аппаратах, и включающий стадию регенерации катализатора, отличающийся тем, что переработку сырья осуществляют по меньшей мере в трех адиабатических реакторах, технологически обвязанных для возможности переключения по меньшей мере одного из них на стадию регенерации катализатора кислородсодержащим газом и последующего подключения реактора с отрегенерированным катализатором на переработку сырья первым по ходу его подачи и переключения последнего по ходу сырья реактора со стадии контактирования сырья на стадию регенерации катализатора.

2. Способ по п. 1, отличающийся тем, что используют катализатор, содержащий цеолит пентасил, или цеолит L, или бета, или омега.

3. Способ по пп. 1 и 2, отличающийся тем, что переработку сырья осуществляют при температуре 200-480^oС и давлении 0,1-4 МПа, а регенерацию катализатора осуществляют при температуре 350-550^oС и давлении 0,1-4 МПа первоначально регенерирующим газом с содержанием кислорода 0,1-3 об. , а затем 10-21 об. %.

4. Способ по пп. 1-3, отличающийся тем, что переработку сырья в реакторах осуществляют с подъемом температуры реакции со средней скоростью 0,05-2 К/ч.

5. Способ по пп. 1-4, отличающийся тем, что средняя температура реакции в каждом последующем по ходу реакции сырья реакторе выше, чем средняя температура реакции в предыдущем реакторе.

6. Способ по пп. 1-5, отличающийся тем, что переработку сырья ведут в среде водородсодержащего газа.

7. Способ по пп. 1-6, отличающийся тем, что регенерирующий газ получают путем смешения части отработанных газов регенерации с воздухом или с воздухом и азотом.