| Зависимость In#

от Г в интервале¹ 300-800 К

М_р = 0,84+6220/7’ М_р = —0,5+7470/7’ Мр = 0,37+1531/7’ Мр = 2,06+1393/Г М_р = -38,64+3282/7’ М_р = —7,74+1406/7’ М_р = —5,92+1313/7’ М_р = -0,09+1085/7’

тиофена и его производных. Тем не менее в интервале температур, представляющем практический интерес, равновесие реакций практи­чески нацело смещено вправо для всех гетероорганических соединений, за исключением тиофенов, для которых термодинамические ограниче­ния все же ощутимы и их гидрирование следует проводить при пони­женных температурах на высокоактивных катализаторах.

Ниже приведены данные о равновесной глубине гидрогенолиза тиофена при давлении 4 МПа в присутствии стехиометрического коли­чества водорода при различных температурах:

Температура, К 500 600 700 800

Степень гидрогенолиза, % мае 100 99,8 99,0 98,6

Требуемая применительно к современным процессам каталитиче­ского риформинга глубина очистки от серы до остаточного ее содержа­ния в гидрогенизате «1 • 10 для прямогонных бензинов с исходным содержанием серы (200-1000) млн ¹ составит 99,8 %. Таким образом, для обеспечения таковой глубины гидрогенолиза требуется проведение процесса при температуре ниже 350 °С.

На кинетику реакций гидрогенолиза сильное влияние оказывают тип и строение гетероорганических соединений. Скорость гидрогеноли­за в общем возрастает в ряду тиофены < тиофаны < сульфиды < дисуль­фиды < меркаптаны. С увеличением числа ароматических и цикло­парафиновых колец в молекуле сероорганического соединения его реакционная способность относительно гидрогенолиза падает. Так,

306

относительная скорость гидрогенолиза при идентичных условиях для тиофена, бензтиофена и дибензтиофена составляет соответственно

2,9; 2,8 и 1,0.

При одинаковом строении реакционная способность относительно гидрогенолиза понижается в ряду гетероорганических соединений: сероорганические < кислородоорганические < азоторганические.

Среди азотсодержащих углеводородов циклические соединения подвергаются гидрогенолизу значительно труднее, чем содержащие

азот в аминогруппах.

Скорости реакций обессеривания нефтяных фракций удовлетвори­тельно описываются формальным кинетическим уравнением типа

где р$ и рщ — парциальные давления сернистых соединений и водорода.

При гидрогенолизе индивидуальных сероорганических соединений и обессеривании узких нефтяных фракций порядок гидрообессеривания по сере обычно составляет «1 = 1. При гидрообессеривании сырья широ­кого реакционного состава вследствие содержания в нем сернистых соединений, сильно различающихся по реакционной способности, кинетический порядок по сере может изменяться от 1 до 2 и более.

Порядок реакций гидрообессеривания по водороду («2) может быть также различным в зависимости от свойств сырья и условий процесса. По мере роста парциального давления водорода (р_нJ в газофазных процессах гидрооблагораживания «2 может изменяться от 1 до 0 в ин­тервале рн₂ от 0,1 до 3,5 МПа (т. е. в зависимости от степени насыщения водородом поверхности катализатора). В жидкофазных процессах, в которых лимитирующей гидрообессеривание стадией является транс­портирование водорода через пленку жидкости к поверхности катали­затора, гидрогенолиз протекает по первому порядку по водороду вплоть до давлений =10 МПа.

Кинетическими исследованиями установлено, что кажущаяся энер­гия активации гидрообессеривания нефтяного сырья на алюмокобальт- молибденовом катализаторе в интервале температур 340-425 °С состав­ляет 46-88 кДж/моль (11-21 ккал/моль).

2. Катализаторы гидрогенизационных процессов

И МЕХАНИЗМ ИХ ДЕЙСТВИЯ

Используемые в промышленных гидрогенизационных процессах катализаторы являются сложными композициями, и в их состав входят, как правило, следующие компоненты:

1. металлы VIII группы: Ni, Со, Pt, Pd, иногда Fe;

2. окислы или сульфиды VI группы: Mo, W, иногда Сг;

3. термостойкие носители с развитой удельной поверхностью и вы-

307

АКМ	ahmL	\нмс	ГО-30-70	ГКД202	ГК-35	г~ б	rS-168m
680	680	680	750	650	800	830	750
120	120	120	220	230	207	-	—

0 0,16 0.08 0 4.0 0,16 0,08 0 4.0 0,16 0,08 0 5,0 19 0,25 0, 0,4 5.0 13.0 А120зА1203 ai2o3 аьо3 + Si02 0 0 0 8,5 7,0 3,5 19 21,0 14,5 0,16 0,4 0,4 0,08 Алюмо-Цеолит А1203 Алюмо­силикат силикат Диаметр гранул, мм Индекс прочности, кг/мм Относительная активность по обессериванию, уел. ед., > Межрегенераци- онный период, мес. Общий срок службы, мес. Очищаемая фракция 1-5 4-5	4-6	4-5		1,5-2,2	3,5	4,0	3-5
1,1 1Д	1,2	1,2		2.2	1,8	1,8	1,9
95 95	95	—		92	85	—	—
И 11	И	11		22-24	11-20	11	22
36 36 36 Топливные			48 Бензи­ новая	48-60 48 Дизельная		48 36-48 Вакуумный газойль

АКМ катализатор высокоактивен в реакциях гидрогенолиза серни- стых соединений и обладает достаточно высокой термостойкостью. Он достаточно активен в реакциях гидрирования непредельных углеводо- родов, азотистых и кислородсодержащих соединений сырья и приме- ним для гидроочистки всех топливных фракций нефти. Однако боль- шой дефицит кобальта ограничивает его распространение.

АНМ катализатор, по сравнению с АКМ, более активен в реакциях гидрирования ароматических углеводородов и азотистых соединений и менее активен в реакциях насыщения непредельных соединений. Однако у него несколько ниже показатели по термостойкости и механи- ческой прочности.

АНМС катализатор имеет тот же состав гидрирующих компонен- тов, что и АНМ. Изготавливается добавлением к носителю (у-оксиду алюминия) 5-7 % мае. диоксида кремния. При этом увеличивается его механическая прочность и термостойкость, незначительно улучшается гидрирующая активность.

Катализаторы Г0-30-70 и ГО-117 отличаются от вышерассмотрен- ных большим содержанием гидрирующих компонентов (до 28 % мае.), несколько большей каталитической активностью и повышенной меха- нической прочностью.

Катализаторы rS-168ui и ГК-35 промотированы введением в состав их носителей соответственно алюмосиликата и цеолита типа Y и пото- му обладают повышенной расщепляющей активностью; могут исполь- зоваться для гидрооблагораживания дизельных и газойлевых фракций, а также гидрокрекинга дистиллятного сырья.

Катализатор ГКД-202 отличается от ГК-35 меньшим содержанием гидрирующих металлов (18 % мае.); изготавливается с использованием в качестве носителя алюмосиликата с добавкой цеолита; обладает наи- лучшими показателями по механической прочности, межрегенерацион- ному пробегу и сроку службы катализатора; по активности в реакциях обессеривания находится на уровне катализаторов АКМ и АНМ. Этот катализатор является базовым для процессов гидроочистки реактивных

и дизельных фракций — сырья процессов цеолитной депарафинизации.

Несмотря на проведенные во многих странах мира многолетние исследования с применением комплекса разнообразных физико-хими­ческих методов до сих пор не установлено, какие именно структуры и фазовый состав катализаторов гидрогенизационных процессов соот­ветствуют каталитически активному их состоянию.

Кобальт (никель) и молибден (вольфрам) образуют между собой сложные объемные и поверхностные соединения типа молибдатов (вольфраматов) кобальта (никеля), которые при сульфировании форми­руют каталитически активные структуры сульфидного типа Co_xMoS_y (Ni_xMoSy, Co_xWS_y, Ni_xWS_y). Возможно также образование на поверх­ности носителя А1₂0з каталитически неактивных шпинельных фаз типа

310

алюминатов кобальта (никеля) и молибдата (вольфрамата) алюминия.

Наиболее вероятной структурой в сульфидированных АКМ ката­лизаторах, ответственной за бифункциональные их каталитические

свойства, считается фаза C0M0S2.

По аналогии с механизмами реакций, осуществляемых в процессах каталитического риформинга на платине и паровой конверсии углево­дородов, можно предположить, что реакции гидрогенолиза гетеро- атомных углеводородов на АКМ и АНМ катализаторах протекают также многостадийно через хемосорбцию реактантов на активных цен­трах как кобальта (никеля), так и молибдена. При этом на кобальте (никеле) осуществляются активация Н₂ и спилловер атомарного актив­ного водорода, а на молибдене протекают сульфирование (осернение), азотирование и окисление с образованием поверхностных соединений Mo(S), Mo(N) и Мо(О), которые под действием активированного водо­рода подвергаются десульфированию (обессериванию), деазотирова­нию и восстановлению:

Z' + Нт —> Z’(H) + Z' —» 2Z’(H) -» 2Z' + 2Н;

Z + RSH -» Z(RSH) -> Z(S) + RH;

Z + RNH -4 Z(RNH) -> Z(N) + RH;

Z + ROH Z(ROH) -> Z(O) + RH;

Z(S) + 2H -» Z + H₂S;

Z(N) + 3H -» Z + NH₃;

Z(O) + 2H -> Z + H₂0,

где Z' и Z — соответственно активные центры кобальта (никеля) и мо­либдена.

При установившемся режиме в процессе достигается стационарное состояние по поверхностным концентрациям o_s, Од? и с₀ в зависимости от прочности связей C-S, C-N и С-О, активности катализатора и пара­метров гидрогенолиза. При этом активные центры кобальта (никеля) при избытке водорода полностью заняты активированным водородом (отсюда серостойкость катализаторов и кажущийся нулевой порядок

суммарной реакции по водороду).

Возможны также иные маршруты элементарных реакций гидроге­нолиза, в том числе через мультиплетную хемосорбцию реактантов, что энергетически более выгодно.

3. ОСНОВЫ УПРАВЛЕНИЯ ГИДРОГЕНИЗАЦИОННЫМИ ПРОЦЕССАМИ

Сырье. Сырьем процессов гидрооблагораживания являются бензи­новые, керосиновые и дизельные фракции, вакуумный газойль и сма­зочные масла, содержащие серу, азот и непредельные углеводороды.

311

Фракция	Предел температур кипения, °С	Содержание в сырье, % мае.			Коксуе­мость, % мае.
		Сера	Азот	Металлы, 1/млн
Бензиновая	85-180	0,05	Следы
Керосиновая	140-240	0,1	0,003
Дизельная	180-350	1,3	0,01
Вакуумная	350-500	1,6	0,11	0,3	0,3
	350-540	4,8	0,14	0,8	0,8

Таблица 8.15 Усредненные показатели работы современных промышленных установок гидрооблагораживания различных видов сырья Показатель	Бензин	Дизельное	Вакуумный	Нефтяные
	(керосин)	топливо	газойль	остатки
Температура, °С	300-400	340-400	380-410	380-410
Давление, МПа	1,5-2,0	2,5-4,0	4,0-5,0	7,0-15,0
Объемная скорость
подачи сырья, ч-1	5,0-10,0	3,5-5,0	1,0-2,0	0,5-1,0
Циркуляция водород­
содержащего газа, м3/м3	150	200	500	До 1000
Остаточное содержание
серы, %	0,0001	0,1-0,2	0,1-0,5	0,3-0,5
Степень обессеривания, %	99	92-97	85-95	70-75
Ресурс службы
катализатора, т сырья/кг	100	150-200	50-80
Срок службы катализатора.
годы	5-8	4-6	2-4	1-2
Число регенераций	2-3	2-4	2-3	1-2

Расход водорода на гидроочистку и гидрообессеривание также за­висит от содержания гетеропримесей в сырье и его происхождения.

Температура, объемная скорость сырья и давление оказывают влия­ние на скорость и глубину гидрогенолиза гетеропримесей в газофазных процессах гидроочистки топливных фракций в полном соответствии с химической кинетикой. Как видно из рис. 8.11, а, б, требуемая приме­нительно к дизельным топливам глубина обессеривания 90-93 % дости­гается при объемной скорости 4 ч^-1, давлении 4 МПа и температуре 350-380 °С. При температуре свыше 420 °С из-за более быстрого ускоре­ния реакций гидрокрекинга возрастает выход газов и легких углеводо­родов, увеличиваются коксообразование и расход водорода. Для каж­дого вида сырья и катализатора существует свой оптимальный интер­вал режимных параметров (см. табл. 8.15).

Сырье, выкипающее выше 350 °С, находится при гидрообессерива- нии в основном в жидкой фазе, и повышение давления увеличивает ско­рость реакций более значительно, ускоряя транспортирование водорода через пленку жидкости к поверхности катализатора. Из-за удорожания оборудования увеличение давления ограничивают в пределах до 7-8 МПа.

Парциальное давление водорода и кратность циркуляции водород­содержащего газа (ВСГ). При повышении общего давления процесса растет парциальное давление водорода. На этот параметр влияет и кратность циркуляции ВСГ и концентрация в нем водорода, составля­ющая в промышленных условиях от 60 до 90 % об. Чем выше концент­

Объемная скорость подачи Объемная скорость подачи

сырья, ч'¹ сырья, ч-¹

Рис. 8.11. Зависимость глубины обессеривания дизельного топлива от объемной скорости подачи сырья:

я — при 4 МПа и разной температуре (данные В. М. Курганова и др.); б — при 380 °С и давлении: 1 — 15; 2 — 10; 3 — 4; 4 — 2,2; 5 — 1,1; б — 0,55 МПа

313

рация водорода в ВСГ, тем ниже может быть кратность циркуляции Так, Авст ~ 450 м³/м³ с концентрацией водорода 60 % об. будет эквива­лентна /Гвсг ⁼ 300 м³/м³ с концентрацией водорода 90 % об. Как видно из табл. 8.15, кратность циркуляции ВСГ в зависимости от качества сырья изменяется в пределах от 150 до 1000 м³/м³, при этом повышен­ную Л"всг применяют для утяжеленного сырья.

Кратность циркуляции ВСГ влияет также на долю испаряющегося сырья и продолжительность контакта сырья с катализатором.

Хотя реакции гидрогенолиза гетероорганических соединений экзо- термичны, процессы гидроочистки топливных фракций проводят обыч­но в адиабатическом реакторе без отвода тепла реакций, поскольку температурный градиент обычно не превышает 10 °С.

В реакторах установок гидрообессеривания и гидрокрекинга высо- кокипящих фракций с повышенным содержанием гетеропримесей пре­дусматривается отвод тепла реакций подачей охлажденного ВСГ через распределительные устройства между слоями катализатора.

Регенерация катализатора. В процессе эксплуатации катализатор постепенно теряет свою активность в результате закоксовывания и отложения на его поверхности металлов сырья. Для восстановления первоначальной активности катализатор подвергают регенерации окислительным выжигом кокса. В зависимости от состава катализатора применяют газовоздушный или паровоздушный способ регенерации. Цеолитсодержащие катализаторы гидрообессеривания и гидрокрекин­га нельзя подвергать паровоздушной регенерации.

Газовоздушную регенерацию обычно проводят смесью инертного газа с воздухом при температуре до 530 °С. При этом регенерируемый катализатор ускоряет реакции горения кокса.

Паровоздушную регенерацию проводят смесью, нагретой в печи до температуры начала выжига кокса. Смесь поступает в реактор, где происходит послойный выжиг кокса, после чего газы сбрасывают в дымовую трубу.

4. ПРОМЫШЛЕННЫЕ ПРОЦЕССЫ

ГИДРООБЛАГОРАЖИВАНИЯ ДИСТИЛЛЯТНЫХ ФРАКЦИЙ

Промышленные установки гидрогенизационной переработки нефтяного сырья включают следующие блоки: реакторный, сепарации газопродуктовой смеси с выделением ВСГ, очистки ВСГ от сероводоро­да, стабилизации гидрогенизата, компрессорную. Установки гидрокре­кинга имеют дополнительно фракционирующую колонну.

Установки имеют/¹ много общего по аппаратурному оформлению и схемам реакторный блоков, различаются по мощности, размерам аппаратов, технологическому режиму и схемам секций сепарации и стабилизации гидрогенизатов. Установки предварительной гидро­

314

очистки бензинов — сырья каталитического риформинга — различают- ся также вариантом подачи ВСГ: с циркуляцией или без циркуляции "на проток". На всех остальных типах установок применяется только цир- куляционная схема подачи ВСГ.

Схему подачи ВСГ "на проток" применяют только на комбиниро- ванных установках гидроочистки и каталитического риформинга (со стационарным слоем катализатора и проводимого под повышенным давлением водорода) прямогонных бензинов с пониженным содержа- нием сернистых соединений (<0,1 % мае.). Такая схема предусматривает "жесткую связь" по водороду между каталитическим риформингом и гидроочисткой. По этой схеме весь ВСГ риформинга под давлением процесса подают в реакторы гидроочистки. Схема удобна в эксплуата- ции и более проста по аппаратурному оформлению.

В схеме с циркуляцией ВСГ легко поддерживать постоянное соот-

ношение водород : сырье. Наличие циркуляционного компрессора по- зволяет в зависимости от качества катализатора и сырья, концентрации водорода в ВСГ регулировать требуемую кратность циркуляции ВСГ, дает возможность проводить газовоздушную регенерацию катализаторов.

На промышленных гидрогенизационных установках применяют

два способа сепарации ВСГ из газопродуктовой смеси: холодная (низко- температурная) и горячая (высокотемпературная) (рис. 8.12, а, б).

Холодная сепарация ВСГ применяется на установках гидроочистки бензиновых, керосиновых и иногда дизельных фракций; заключается

в охлаждении газопродуктовой смеси, отходящей из реакторов гидро- очистки, сначала в теплообменниках, затем в холодильниках (воздуш- ных и водяных) и выделении ВСГ в сепараторе при низкой температуре и высоком давлении. В сепараторе низкого давления выделяют низко- молекулярные углеводородные газы.

Горячую сепарацию ВСГ приме- няют преимущественно на установ- ках гидрообессеривания высококи- пящих фракций нефти: дизельных топлив, вакуумных газойлей, масля- ных дистиллятов и парафинов. Газо- продуктовую смесь после частично-

го охлаждения в теплообменниках подают в горячий сепаратор; выде- ляемые в нем ВСГ и углеводородные газы охлаждают до низкой темпера- туры в воздушных и водяных холо-

дильниках и далее направляют в хо-

лодный сепаратор, где отбирают ВСГ с достаточно высокой концент- рацией водорода.

ВСГ

Газы

\снд>

Из реактора Гидрогенизат

_к на стабилизацию

Из

ВСГ

ГС .

реактора Г идрогенизат

на стабилизацию

Рис. 8.12. Схемы холодной (а) и горячей (б) сепарации ВСГ:

СВД и СНД — сепараторы высоко­го и низкого давления; ГС и ХС - горячий и холодный сепараторы

315

Схема холодной сепарации (а) ВСГ. по сравнению с горячей (б) обеспечивает более высокую концентрацию водорода в ВСГ. Основньщ достоинством варианта горячей сепарации является меньший расход как тепла, так и холода. Различие в применяемых на гидрогенизационных установках схе- мах стабилизации гидрогенизатов (отпаркой водяным паром при низ- ком давлении или подогретым водородсодержащим газом при повы- шенном давлении, с подогревом низа стабилизационной колонны горя- чей струей через печь или рибойлером; применительно к гидрообессери- ванию масляных дистиллятов — с дополнительной разгонкой под вакуумом) обусловливается фракци- онным составом сырья, ресурсами ВСГ и водяного пара и т. д. На НПЗ применяют следующие два варианта регенерации насыщен- ного раствора моноэтаноламина — абсорбента сероочистки ВСГ от H2S: непосредственно на самой установке гидрооблагораживания либо центра- лизованную регенерацию в общеза- водском узле. Основным аппаратом гидрогени- зационных установок является реактор со стационарным слоем катализатора. На рис. 8.13 приведена конструк- ция двухсекционного реактора гидро- очистки дизельного топлива. Он пред- ставляет собой вертикальный цилинд- рический аппарат с эллиптическими днищами. Корпус реактора изготав- ливают из двухслойной стали 12ХМ и 08Х18Н10Т. Верхний слой катализатора засы- пают на колосниковую решетку, а нижний — на форфоровые шарики, которыми заполняют сферическую часть нижнего днища. Для отвода избыточного тепла реакций под колосниковой решеткой вмонтирован коллектор для подачи холодного ВСГ. Сырье, подаваемое через штуцер в верхнем днище, равномерно распре- деляют по всему сечению и сначала 316 Рис. 8.13. Реактор гидроочистки дизельного топлива: I — корпус; 2 — распределитель и гаситель потока; 3 — распреде­лительная непровальная тарелка; — фильтрующее устройство; — опорная колосниковая решет­ка; 6 — коллектор ввода водоро­да; 7 — фарфоровые шары; 8 — термопара для задерживания механических примесей пропускают через фильтрую­щие устройства, состоящие из сетчатых корзин, погруженные в верхний слой катализатора. Промежутки между корзинами заполняют фарфо­ровыми шарами. Газосырьевую смесь пропускают через слой катализа­тора в обеих секциях и по штуцеру нижней секции выводят из реактора. Гидроочистку прямогонных бензиновых фракций осуществляют на секциях гидроочистки установок каталитического риформинга или комбинированных установок ЛК-бу. Для гидроочистки реактивных топлив используют специализирован­ные установки типа JI-24-9PT, а также секции гидроочистки КУ ЛК-бу. Гидроочистку нрямогонных дизельных фракций проводят на уста­новках типа Л-24-6, Л-24-7, ЛЧ-24-7, ЛЧ-24-2000 и секциях гидроочист­ки КУ ЛК-бу (табл. 8.16). Принципиальная технологическая схема установки гидроочистки дизельного топлива ЛЧ -24-2000 приведена на рис. 8.14. Циркуляцион­ный ВСГ смешивают с сырьем, смесь нагревают в сырьевых теплооб­менниках и в трубчатой печи П-1 до температуры реакции и подают в реактор Р-1. После реактора газопродуктовую смесь частично охлаж- Таблица 8.16 Основные режимные параметры и показатели Показатель Л-24-6	Л-24-7 ЛЧ-24-7	Секция ГО ЛК-бу	ЛЧ-24-2000
900	1200	2000	2000
1200-1500	1500-2000	2000	2000
2,8-3,7	2,8-4,0	5,2-5,5	5,0
340-400	340-400	350-400	360-400
250-300	200-350	350-500	250
3-5	3-5	4,3	4,5
95,3	97,0	95,3	97
0,6-1,6	0,6-1,6	0,6-1,6	0,8
0,1-0,2	0,1-0,2	0,12-0,16	0.15
0,4	0,35	0,42	0,4
1	2	1	1
Биметал­	Футерован	- Биметал­	Биметал­
лический	ный	лический	лический
Г	X	X	Г
ВСГ	ВСГ	Водяной	ВСГ
		пар
+	+	—	+

Мощность по сырью, тыс. т/год; проектная фактическая Давление в реакторе, МПа Температура в реакторе, °С Кратность циркуляции ВСГ, м³/м³

Объемная скорость сырья, т^-1 Выход стабильного гидро- генизата, % мае.

Содержание серы, % мае.; в сырье

в гидрогенизате Расход водорода, % мае. Количество потоков Тип реактора аксиальный

Тип сепарации Способ стабилизации Наличие секции регенерации МЭА

317

II	III	IV
100,00	100,00	100,00
0,25	0,40	0,65
100,25	100,40	100,65
97,90	96,90	86,75
—	—	9,2
1,10	1,3	1,3
0,65	0,60	1,5
0,20	1,2	1,5
0.4	0,4	0,4
100,25	100,40	100,65

Гидроочистка вакуумных дистиллятов. Вакуумные дистилляты являются традиционным сырьем для процессов каталитического кре­кинга и гидрокрекинга. Качество вакуумных газойлей определяется глубиной отбора и четкостью ректификации мазута. Вакуумные газой­ли 350-500 °С практически не содержат металлоорганических соедине­ний и асфальтенов, а их коксуемость не превышает обычно 0,2 %. С повышением t_{K K} до 540-560 °С коксуемость возрастает в 4-10 раз, содержание металлов — в 3-4 раза, серы — на 20-45 %. Влияние содер­жащихся в сырье металлов, азотистых соединений и серы проявляется в снижении активности работы катализатора за счет отложения кокса и необратимого отравления металлами.

Гидроочистка вакуумного газойля 350-500 °С не представляет зна­чительных трудностей и проводится в условиях и на оборудовании, аналогичных для гидроочистки дизельных топлив. При давлении 4- 5 МПа, температуре 360-410 °С и объемной скорости сырья 1-1,5 ч^-1' достигается 89-94 %-ная глубина обессеривания; содержание азота сни­жается на 20-30 %, металлов — на 75-85 %, а коксуемость — на 65-70 %. Гидроочистку тяжелых дистиллятов деструктивных процессов (коксо­вания, висбрекинга) обычно проводят в смеси с прямогонными дистил­лятами в количестве до 30 %.

Гидроочистка масляных рафинатов применяется в основном для ос­ветления и улучшения их стабильности против окисления; одновременно уменьшается их коксуемость и содержание серы (глубина обессеривания — 30-40 %); индекс вязкости несколько увеличивается (на 1-2 единицы); тем­пература застывания масла повышается на 1-3 °С. Выход базовых масел дистиллятных и остаточных рафинатов составляет более 97 % мае.

Типовые установки гидроочистки масел и парафинов (типа Г-24/1 производительностью 360 тыс. т/год) включают до пяти технологиче­ских потоков.

Установки гидроочистки масел отличаются от гидроочистки ди­зельных топлив только способом стабилизации гидрогенизата: отгонка углеводородных газов и паров бензина осуществляется подачей водяно­го пара; затем стабильное масло подвергается осушке в вакуумной колонне под давлением 13,3 кПа.

Технологический режим процесса гидроочистки масляных рафи­натов следующий:

Катализатор АКМ или АНМ

Температура в реакторе, °С 280-325

Давление в реакторе, МПа 3,5-4,0

Объемная скорость подачи сырья, ч^¹ 1,5-3,0

Кратность циркуляции ВСГ, м³/м³

для дистиллятного рафината 250-300

остаточного 500-600

Содержание Н2 в ВСГ, % об 75-85

319