RU2190005C1 - Hydrocarbon feedstock processing method - Google Patents

Abstract

FIELD: petrochemical processes. SUBSTANCE: processing is carried out at 200-480 C and pressure from 0.1 to 4 MPa in presence of zeolite-containing catalyst on at least two in series disposed adiabatic reactors with intermediate supply or removal of heat, at least one of reactors being in the catalyst regeneration stage. All the reactors are technologically bound in such a way as to enable switching of downstream last reactor to catalyst regeneration stage and subsequent switching of reactor with regenerated catalyst to feedstock processing as downstream first reactor. EFFECT: enhanced process efficiency. 7 cl, 4 ex

Description

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.The invention relates to methods for processing hydrocarbon feedstocks to produce unleaded high octane gasoline fractions and / or C ₆ -C ₁₀ aromatic hydrocarbons or gasoline and diesel fractions using zeolite-containing catalysts.

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.As raw materials, it is possible to use liquid hydrocarbon fractions boiling in the range of gasoline boiling points (up to 200-250 ^o С) and / or hydrocarbon gases containing C ₂ -C ₅ olefins.

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.Currently, the main process for the production of high-octane gasolines and aromatic hydrocarbons from hydrocarbon raw materials boiling in the range of 45-200 ^o C is the catalytic reforming process carried out using platinum or polymetallic catalysts [Gureev A. A., Zhorov Yu.M., Smidovich E.V. Production of high octane gasolines. - M., Chemistry, 1981, - 224 p.]. In the reforming process, the target products are produced from pre-hydrotreated raw materials by heating them to the reaction temperature, sequentially contacting the raw materials in the presence of a hydrogen-containing gas with a stationary catalyst layer in several adiabatic reactors with intermediate heating of the reaction mixture between the reactors and subsequent separation of the reaction products into a number of gaseous and liquid fractions by separation and rectification. The use of a hydrogen-containing gas in the process provides a large inter-regeneration run of the catalyst (at least 1 year), which allows the catalyst regeneration stage to be carried out with the process completely stopped. The main disadvantages of reforming are:
- high sensitivity of the catalysts to sulfur and nitrogen-containing compounds, which requires preliminary deep hydrotreatment of raw materials;
- the sensitivity of the catalysts to the nature of the feedstock - the preferred reforming feedstock is hydrocarbon fractions of 80-180 ^o C naphthenic base and when processing feedstock with a high content of paraffin hydrocarbons it is almost impossible to produce gasolines with OP> 82 MM;
- relatively high reaction temperatures, which increases energy costs for production;
- high benzene content in the produced reformates, which limits the possibility of their use as gasoline in accordance with GOST R 51105-97, because in accordance with this standard, the benzene content in gasoline should not exceed 5% vol.

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.In connection with the creation of zeolites of the pentasil family (ZSM-5, ZSM-11) with specific catalytic properties, it became possible to develop new processes and catalysts that allow the processing of hydrocarbon feedstocks of a wide fraction composition from hydrocarbons C ₂ to C ₁₀ and higher without preliminary hydrotreatment in high-octane gasolines, and / or aromatic hydrocarbons, and / or diesel fractions.

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".Thus, there are known installations and methods for producing high-octane gasoline fractions and / or C ₆ -C ₁₀ aromatic hydrocarbons from organic raw materials based on hydrocarbons and / or oxygen-containing compounds, in which catalysts based on zeolite pentasil with the structure ZSM-5, ZSM-11 are used [ Pat. RF 2053013, class B 01 J 8/06, C 10 G 35/04, 1996; Pat. RF 2098173, class B 01 J 19/00, C 10 G 35/04, 3/00, C 07 C 2/12, 1997]. According to these methods, the target product is produced in the respective plants as follows. The raw materials are successively heated in an appropriate heat-exchange apparatus to a temperature close to the reaction temperature, and fed to one of the two shell-and-tube reactors, where they are contacted at elevated temperature and pressure with the catalyst (the other reactor is at the stage of catalyst regeneration and after a certain time - 150- 500 hours in the reactors, the alternation of the stages of the reaction-regeneration takes place simultaneously). The reaction products are cooled and subjected to separation with the release of a number of gaseous and liquid fractions (including gasoline fractions and C ₆ -C ₁₀ aromatic hydrocarbons) by separation and rectification in the corresponding technological equipment. The catalyst regeneration step is carried out at a temperature of 500-540 ^{° C.} by contacting a regenerated gas with a specific oxygen content with a coked catalyst. The main disadvantages of these methods:
- the use of shell-and-tube reactors, which leads to a limitation of processing power, since the loading volumes of shell-and-tube reactors by the catalyst are limited by the design features of the apparatus;
- increased total volume of catalyst loaded into the reactors, because at the stage of regeneration is the catalyst in an amount equivalent to the amount of catalyst operating in the reaction stage.

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".A known method of producing high octane gasoline from gasoline fractions using a zeolite-containing catalyst [US Pat. RF 2045569, class C 10 G 35/095, 1995]. According to this method, the straight-run gasoline fraction is heated to 375-450 ^o C and subjected to contact at elevated temperature and atmospheric pressure with a stationary catalyst bed in one of the three adiabatic reactors (the other is at the regeneration stage, and the third is at the heating stage and after 24 hours in the reactors produce cyclic alternation of stages). The contacting products are cooled and subjected to separation with the release of a number of gaseous and liquid fractions (including gasoline fraction) by separation and rectification in the corresponding technological equipment. The regeneration of the coked catalyst is carried out initially with a mixture of air and water vapor, and then with air. The main disadvantages of this method:
- the implementation of the contacting stage in only one adiabatic reactor. The latter, due to the high endothermic thermal effect of the reaction, leads to a significant drop in the reaction temperature over the catalyst layer, which leads to a suboptimal mode of its operation;
- carrying out the regeneration of the catalyst in the presence of water vapor, which reduces the life of the catalyst;
- increased total volume of catalyst loaded into the reactors, because and at the stage of regeneration, and at the stage of heating is the catalyst in an amount equivalent to the amount of catalyst operating in the reaction stage.

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. The closest in its technical essence and the achieved effect is a method of producing high-octane gasoline and aromatic hydrocarbons [US Pat. RF 2078791, cl. C 10 G 35/095, 1997], in which a catalyst containing zeolite pentasil is used. According to the selected prototype, the feedstock, a stable gas condensate, is subjected to preliminary rectification with the isolation of a number of fractions, including straight run gasoline fraction. The isolated straight-run gasoline fraction is evaporated and heated to a temperature close to the reaction temperature in the corresponding technological equipment (heat exchanger, furnace), and subsequently contacted in two or more adiabatic reactors with stationary layers of a zeolite-containing catalyst at elevated temperature and pressure. The adiabatic temperature drop of the reaction mixture (due to the thermal effect of the ongoing chemical reactions) is compensated by its additional heating between the reactors to the temperature of its processing in the next reactor. The reaction products are cooled and separated by separation and distillation into a number of gaseous and liquid fractions, including high-octane gasoline fraction, in the corresponding technological equipment (heat exchangers, refrigerators, separators, distillation columns). The selected high-octane gasoline fraction is combined with one or more straight-run gas condensate fractions to obtain the target product - high-octane gasoline. The duration of the catalyst before regeneration is 220-250 hours.

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. The main disadvantage of the prototype is the frequency of the method. So, from the prototype flow diagram shown, it follows that after 220-250 hours of operation of the catalyst to carry out the catalyst regeneration stage, which consists in burning off the coke formed on the catalyst, it is necessary to stop the processing of raw materials according to the method described above, carrying out the regeneration stage, and then, processing raw materials in this way, again, stopping the processing of raw materials, regeneration, etc.

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.The problem solved by the invention is the creation of a method of processing hydrocarbon raw materials, allowing to produce high-octane gasoline fractions and / or aromatic hydrocarbons C ₆ -C ₁₀ or high-octane gasoline fractions and diesel fractions using sequentially working adiabatic reactors in a continuous mode while maintaining the quality and output produced products.

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.The problem is achieved in that the processing of hydrocarbon raw materials boiling up to 200-250 ^o C, is carried out in at least three adiabatic reactors (reactor devices), technologically connected to enable at least one of them to switch to the stage of catalyst regeneration with an oxygen-containing gas and subsequent connecting the reactor with the regenerated catalyst to the processing of raw materials first during its supply and switching the last along the raw materials of the reactor from the stage of processing of raw materials to the stage catalyst regeneration by preheating, evaporation and overheating of the raw materials in the corresponding technological apparatuses to the reaction temperature, sequentially contacting it at a reaction temperature of 200-480 ^o C and a pressure of 0.1-4 MPa with a zeolite-containing catalyst in at least two adiabatic reactors with obtaining between the reactors an intermediate reaction stream, supply or removal of heat of the intermediate stream in the corresponding technological apparatus, subsequent cooling, condensation and separation reaction products to gaseous and liquid fractions by separation and distillation in the corresponding technological apparatuses, and the catalyst regeneration stage is carried out at a temperature of 350-550 ^o C and a pressure of 0.1-4 MPa with an initially regenerating gas with an oxygen content of 0.1-3% vol. and then 10-21% vol. The catalyst used contains zeolite pentasil or zeolite type L, or beta, or omega.

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. It is possible to process raw materials in reactors with an increase in the reaction temperature with an average rate of 0.05-2 K / h in proportion to the degree of catalyst deactivation in such a way as to maintain the quality and group composition of products at the same level. It is possible to carry out the method in such a way that the reaction temperature in each subsequent reactor along with the feed is higher than the reaction temperature in the previous reactor. It is possible to process raw materials in the presence of a hydrogen-containing gas. It is possible to obtain a regenerating gas by mixing part of the exhaust regeneration gases with air or with air and nitrogen.

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.The main distinguishing features of the proposed method are:
- the implementation of the processing of raw materials in at least three adiabatic reactors, technologically connected in such a way as to ensure that at least one of them is switched to the stage of regeneration of the catalyst with oxygen-containing gas, followed by connecting the reactor with the regenerated catalyst to the processing of raw materials first during its supply and switching the last in the course of the reactor feed from the feed processing step to the catalyst regeneration step;
- the possibility of using catalysts containing not only zeolite pentasil, but also zeolites of type L, or beta, or omega;
- the implementation of the stage of regeneration of the catalyst at a temperature of 350-550 ^o C and a pressure of 0.1-4 MPa initially regenerating gas with an oxygen content of 0.1-3% vol., and then 10-21% vol .;
- the possibility of processing raw materials in reactors with an increase in the reaction temperature with an average rate of 0.05-2 K / hour in proportion to the degree of catalyst deactivation in such a way as to maintain the quality and group composition of products at the same level;
- the possibility of processing the raw materials in such a way that the reaction temperature in each subsequent reactor along the feed is higher than the reaction temperature in the previous reactor;
- the possibility of processing raw materials in the presence of a hydrogen-containing gas.

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. The achieved result is associated with the organization of the process in such a way that the raw materials are sequentially contacted with the catalyst in at least two adiabatic reactors and simultaneously in the at least one adiabatic reactor, the catalyst regeneration stage is carried out.

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.The method is as follows. The raw materials are preheated to the reaction temperature in appropriate technological apparatuses (heat exchangers, furnaces, etc.) and subjected to sequential contacting in 2 or more adiabatic reactors with a stationary layer of a zeolite-containing catalyst. As a result of chemical reactions on the catalyst, depending on the composition of the raw material, having an exothermic or endothermic thermal effect, the reaction temperature along the catalyst bed changes, as a result of which the flow of the reaction mixture after each reactor exits at a temperature different from the temperature of the stream at the inlet of this reactor. In order to achieve optimal operating conditions for the catalyst in all reactors, the intermediate reaction stream between the reactors, depending on the thermal effect of the reaction, is cooled (in the case of an exothermic process) or heated (in the case of an endothermic process) in appropriate technological devices (heat exchangers, furnaces, etc. ) to the reaction temperature in a subsequent reactor. After the last in the course of the feed of the reactor, the reaction products are cooled in the corresponding technological apparatuses (heat exchangers, refrigerators, etc.) and divided into a number of gaseous and liquid fractions by separation and rectification in the corresponding technological apparatuses with the isolation of the target products - high-octane gasoline fraction and diesel fractions or aromatic hydrocarbons With ₆ -C ₁₀ .

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. The reaction temperature is determined depending on the composition of the raw material and the type of target product produced (for example, the production of gasolines of type A-76 or AI-95 or the production of diesel fractions). Depending on the composition of the feed, the average reaction temperature may be approximately the same in all operating reactors or vary. In the latter case, the average reaction temperature in each subsequent working reactor in the course of the feed is higher than the average reaction temperature in the previous reactor. To increase the duration of the catalyst regeneration run, which depends on the type of raw material and reaction conditions, it is possible to increase the reaction temperature at an average rate of 0.05 -2 K / hour in proportion to the degree of catalyst deactivation in such a way as to maintain the quality and group composition of products at the same level.

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. During the processing of hydrocarbon feedstocks, coke formation processes proceed on a zeolite-containing catalyst, leading to reversible deactivation of the catalyst over time, resulting in a decrease in its activity level and, as a result, a deterioration in the quality of gasoline (reduction in octane number) and a decrease in the yield of aromatic hydrocarbons. To restore the level of activity of the catalyst, its regeneration is carried out, which consists in burning out the coke formed on the catalyst with an oxygen-containing gas.

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. During the processing of the feed in the above-mentioned reactors, at least 1 adiabatic reactor is at the stage of catalyst regeneration. All reactors are technologically tied to enable at least one of them to switch to the stage of catalyst regeneration with an oxygen-containing gas and then connect the reactor with the regenerated catalyst to the processing of raw materials first during the supply of raw materials and switching the last along the feed of the reactor from the processing stage to the catalyst regeneration stage. These switchings are carried out periodically after the beginning of a change in the quality or yield of the product and / or the achievement of the final reaction temperature.

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.The stage of catalyst regeneration is carried out at a temperature of 350-550 ^o With and a pressure of 0.1-4 MPa initially regenerating gas with an oxygen content of 0.1-3% vol., And then 10-21% vol. Regenerative gas is obtained by mixing air with nitrogen. It is possible to obtain a regenerating gas by mixing part of the regeneration exhaust gas supplied for recirculation with air or with air and nitrogen.

Сущность предлагаемого способа и его практическая применимость иллюстрируется нижеприведенными примерами. The essence of the proposed method and its practical applicability is illustrated by the examples below.

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.Example 1. As a raw material, a hydrocarbon fraction with an OR = 64 MM is used, having the following fractional composition, ^o C: n.c. - 36; 10% vol. - 65, 50% - 107, 90% - 152, c.k. - 191 and containing hydrocarbons,% wt .: C ₂ - 0.1; C ₃ - 0.6; C ₄ - 1.7; C ₅ to 5.5; C ₆ - 14.3; C ₇ - 28.7; C ₈ - 28.9; C ₉ - 15.3; C ₁₀₊ - 4.9. The method is carried out using 4 adiabatic reactors, 3 of which are in operation and 1 reactor is at the stage of catalyst regeneration. Use a catalyst containing 70% wt. zeolite pentasil (with ZSM-5 structure) of the composition 0.03Na ₂ O • Al ₂ O ₃ • 0.3Fe ₂ O ₃ • 88SiO ₂ .

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.The feed at a pressure of 1 MPa is preheated, evaporated, overheated to the reaction temperature of the 1st reactor along the feed line and subjected to sequential contacting in 3 reactors with a catalyst and with intermediate heating of the reaction stream between the reactors. The volumetric feed rate of liquid raw materials to the total loading of the catalyst in the first and third reactors is 2.0 hour ^-1 . When raw materials are converted in operating reactors as a result of chemical reactions of breaking С-С bonds of hydrocarbons and aromatization having a total endothermic thermal effect, the reaction temperature drops across the catalyst bed in each reactor, as a result of which the reaction mixture stream after each reactor comes out with a temperature lower than flow temperature at the inlet to the same reactor.

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. The average reaction temperature in each subsequent reactor along the feed is higher than in the previous one. During the processing of raw materials due to coke formation processes, a gradual deactivation of the catalyst occurs, leading to a decrease in its activity level, resulting in a decrease in the yield of aromatic hydrocarbons and a drop in the octane number of gasoline produced. To maintain a stable level of catalyst activity and increase the duration of its inter-regeneration run during the process, the reaction temperature in each reactor is increased, maintaining the yield and quality of products at the same level.

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. Periodically, after reaching the final reaction temperature and the beginning of product quality deterioration, the last 3rd reactor is disconnected from the raw material supply line during the catalyst regeneration stage, and the reactor with the regenerated catalyst is connected to the raw material processing 1st along the raw material supply. In a switched off reactor, catalyst regeneration is carried out, which consists in burning out the coke formed on the catalyst with an oxygen-containing gas.

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.Initially, with the first reactor just connected to the processing of raw materials, the temperature of the feed stream at the inlet to the 1st reactor is 370 ^o С, at the outlet - 345 ^o С. The intermediate reaction mixture is heated to the inlet temperature after the 1st reactor to the 2nd reactor - 405 ^o С; the temperature of the stream at the outlet of the 2nd reactor is 385 ^o С. This intermediate reaction mixture is heated to the inlet temperature of the 3rd reactor - 430 ^o С; the temperature of the stream of reaction products at the outlet of the 3rd reactor - 415 ^o C.

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.Before switching the 3rd reactor to the stage of catalyst regeneration, the temperature of the feed stream at the inlet to the 1st reactor is 405 ^° С, at the outlet is 380 ^° С. The temperature of the 1st intermediate reaction mixture at the entrance to the 2nd reactor is 435 ^° С , the temperature of the stream at the outlet of the 2nd reactor is 415 ^° C. The temperature of the stream of the 2nd intermediate reaction mixture at the entrance to the 3rd reactor is 455 ^{° C.} , the temperature of the stream of reaction products at the exit of the 3rd reactor is 440 ^° C.

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.The reaction temperature at the inlet of the processing of raw materials is increased at an average rate of 0.36 K / hour in the 1st in the direction of the reactor feed, 0.29 K / hour in the 2nd and 0.14 K / hour in the 3rd reactor to inlet temperatures - 405 ^o , 435 ^o and 455 ^o C, respectively, for the 1st, 2nd and 3rd reactors.

В результате такого осуществления способа в течение 210 часов работы катализатора в каждом реакторе групповой состав продуктов реакции и качество производимой продукции остаются постоянными. As a result of this method implementation, for 210 hours of operation of the catalyst in each reactor, the group composition of the reaction products and the quality of the products produced remain constant.

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%.The reaction products are cooled and separated by separation and rectification with the release of 30% wt. hydrocarbon gases C ₁ -C ₄ (including liquefied gas C ₃ -C ₄ - 18%), 67% high-octane gasoline fraction and 3% heavy fraction> 195 ^{° C.} High-octane gasoline fraction contains 8% n-paraffins, 61 % of aromatic hydrocarbons С ₆ -С ₁₀ , 30% of isoparaffins and naphthenes, 1% of unsaturated hydrocarbons, has an octane number of 86 MM and corresponds to AI-95 gasoline. The yield of C ₆ -C ₁₀ aromatic hydrocarbons is 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.The regeneration of the coked catalyst is carried out at a pressure of 1 MPa with an initially regenerating gas with an oxygen content of 1.5% vol. at a temperature of 500 ^o C, and then - 20% vol. at a temperature of 520 ^o C.

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.Example 2. As raw materials use propylene. The method is carried out using 5 adiabatic reactors with a stationary catalyst bed, 4 of which are in operation and 1 reactor is at the stage of catalyst regeneration. Use a catalyst containing 40% wt. Empirical formula Al ₂ O ₃ and 60% zeolite pentasil 0.02 Na ₂ O • A1 ₂ O ₃ • 0.1 Fe ₂ O ₃ • 0.3 Ga ₂ O ₃ • 86 SiO ₂ . The feed at a pressure of 0.5 MPa is preheated to a temperature of 260 ^o C and subjected to sequential contacting with a catalyst in 4 reactors with intermediate cooling of the reaction stream between the reactors. As a result of chemical oligomerization and aromatization reactions having an exothermic thermal effect, the stream of the reaction mixture after each reactor exits at a temperature of ~ 300 ^o C, the arithmetic average temperature of the reaction in each reactor is ~ 280 ^o C. After the 1st, 2nd and 3rd of the second reactors, the intermediate reaction mixture is cooled to a temperature of 260 ^o C and subjected to processing in a subsequent reactor. The mass feed rate to the total catalyst loading in the first and fourth reactors is 2.0 hour ^-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.After the 4th reactor, the reaction products are cooled and separated by separation and rectification with the release of 9% wt. hydrocarbon gases, 68% of the gasoline fraction of 35-205 ^o C and 23% of the diesel fraction> 180 ^o C. The gasoline fraction has an octane number of not less than 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. Periodically, in order to carry out the catalyst regeneration stage, the last 4th reactor in the direction of raw material supply is disconnected from the raw material supply line, and the reactor with the regenerated catalyst is connected to the 1st raw material processing for raw material processing. In a switched off reactor, catalyst regeneration is carried out, which consists in burning out the coke formed on the catalyst with an oxygen-containing gas.

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.Regenerating gas with an oxygen content of 1% vol. at a pressure of 0.5 MPa is heated to a temperature of 350 ^o C and served in a reactor with a coked catalyst. As a result of the exothermic reaction of the combustion of catalyst coke, the temperature in the combustion zone of coke is 450 ^o C. After the burnout of the main part of the catalyst coke, the oxygen content in the gas is increased to 15% vol. and carry out the regeneration of the catalyst at 500 ^o C.

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.Example 3. As a raw material, a C ₆ -C ₈ hydrocarbon fraction is used, boiling in the range 68-111 ^o C and containing 30% wt. n-paraffins, 30% isoparaffins, 30% naphthenes and 10% aromatic hydrocarbons. The method is carried out using 3 adiabatic reactors, 2 of which are in operation and 1 reactor is at the stage of catalyst regeneration. The feed is processed in the presence of hydrogen at a molar ratio of H ₂ / CH = 6. Use a catalyst containing 70% wt. an empirical beta type zeolite of 0.03Na ₂ O • Al ₂ O ₃ • 0.1Fe ₂ O ₃ • 84SiO ₂ and 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.The feedstock mixed with hydrogen at a pressure of 3 MPa is preheated, evaporated and subjected to sequential contacting with a catalyst in 2 reactors at an average reaction temperature of 400 ^° C in each reactor and with intermediate heating of the reaction stream between the reactors. The mass feed rate of liquid raw materials to the total loading of the catalyst in the first and second reactors is 1.5 hours ^-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₊.After the 2nd reactor, the reaction products are cooled and separated by separation with the release of a gas containing hydrogen, C ₁ -C ₄ hydrocarbons, and rectification with the release of hydrocarbon (including liquefied) C ₃ -C ₄ gases and a C ₅ gasoline fraction ₊ .

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.The total yield of hydrocarbon gases C ₁ -C ₄ is 27% by weight, the yield of gasoline fraction is 73%. The gasoline fraction contains 38% of C ₆ -C ₁₀ aromatic hydrocarbons, 45% of isoparaffins, 11% of n-paraffins and 6% of naphthenes.

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. Periodically, to carry out the catalyst regeneration stage, the last 2nd reactor in the direction of raw material supply is disconnected from the raw material supply line, and the reactor with the regenerated catalyst is connected to the 1st raw material processing for raw material processing. In a switched off reactor, catalyst regeneration is carried out, which consists in burning out the coke formed on the catalyst with an oxygen-containing gas.

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.The regeneration of the coked catalyst is carried out at a pressure of 1 MPa with an initially regenerating gas with an oxygen content of 1% vol. at a temperature of 450 ^o C, and then - 20% vol. at a temperature of 500 ^o C.

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.Example 4. As raw materials use hexene-1. The method is carried out using 4 adiabatic reactors with a stationary catalyst bed, 3 of which are in operation and 1 reactor is at the stage of catalyst regeneration. Use a catalyst containing 30% wt. Al ₂ O ₃ and 70% of type L zeolite of the empirical formula 0.03 Na ₂ O • 0.03 K ₂ O • A1 ₂ O ₃ • 8.3 SiO ₂ .

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.The feed at a pressure of 3 MPa is subjected to sequential contacting with a catalyst in 3 reactors at an average reaction temperature of 240 ^{° C.} in each reactor and with intermediate cooling of the reaction stream between the reactors. The mass feed rate to the total catalyst loading in the first and third reactors is 2.0 hour ^-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.After the 3rd reactor, the reaction products are cooled and separated by separation and rectification with the release of 4.7% wt. hydrocarbon gases C ₁ -C ₄ and 95.3% of the liquid fraction C ₅₊ having the following fractional composition, ^o C: n.k. - 42: 10% vol. - 73, 20% - 87, 30% - 181, 40% - 216, 50% - 229, 60% - 267, 70% - 303, 80% - 331, 90% - 352, c.k. - 361. The liquid fraction is separated by distillation with the release of 21.2% wt. gasoline fraction n.k. - 160 ^o C and 74.1% of the diesel fraction> 160 ^o C.

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. Periodically, to carry out the stage of catalyst regeneration, the last 3rd reactor in the direction of raw material supply is disconnected from the raw material supply line, and the reactor with the regenerated catalyst is connected to the 1st raw material processing for raw material processing. In the off reactor, the catalyst is regenerated as in Example 2.

Claims (7)

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.1. A method of processing hydrocarbon raw materials boiling up to 200-250 ^o C, by pre-heating, evaporation and overheating to the reaction temperature in the corresponding technological apparatuses, sequential contacting at elevated temperatures and overpressure on a zeolite-containing catalyst in adiabatic reactors to obtain an intermediate between the reactors reaction stream, by supply or removal of heat of the intermediate stream in the corresponding technological apparatus, subsequent cooling, condensation and separating the reaction products into gaseous and liquid fractions by separation and distillation in appropriate technological apparatuses, and comprising a catalyst regeneration step, characterized in that the processing of the feedstock is carried out in at least three adiabatic reactors that are technologically connected to enable at least one of them to the stage of regeneration of the catalyst with oxygen-containing gas and the subsequent connection of the reactor with the regenerated catalyst for the processing of raw materials in the course of its feeding, and the last shift during the feed of the reactor of step contacting the feedstock at catalyst regeneration step. 2. Способ по п. 1, отличающийся тем, что используют катализатор, содержащий цеолит пентасил, или цеолит L, или бета, или омега. 2. The method according to p. 1, characterized in that they use a catalyst containing zeolite pentasil, or zeolite L, or beta, or omega. 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. %.3. The method according to PP. 1 and 2, characterized in that the processing of raw materials is carried out at a temperature of 200-480 ^o C and a pressure of 0.1-4 MPa, and the regeneration of the catalyst is carried out at a temperature of 350-550 ^o C and a pressure of 0.1-4 MPa initially regenerating gas with the oxygen content of 0.1-3 vol. , and then 10-21 about. % 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. 4. The method according to PP. 1-3, characterized in that the processing of raw materials in the reactors is carried out with a rise in the reaction temperature with an average speed of 0.05-2 K / h 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. 5. The method according to PP. 1-4, characterized in that the average reaction temperature in each subsequent reactor during the reaction of the feedstock is higher than the average reaction temperature in the previous reactor. 6. Способ по пп. 1-5, отличающийся тем, что переработку сырья ведут в среде водородсодержащего газа. 6. The method according to PP. 1-5, characterized in that the processing of raw materials is carried out in an environment of hydrogen-containing gas. 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. 7. The method according to PP. 1-6, characterized in that the regenerating gas is obtained by mixing part of the exhaust regeneration gases with air or with air and nitrogen.