Способ переработки углеводородного сырья на основе алифатических углеводородов

Способ переработки углеводородного сырья на основе алифатических углеводородов

Реферат

 

Использование - нефтехимия. Сущность: углеводородное сырье разбавляют обессеренным углеводородным газом и контактируют с алюмокобальтмолибденовым цеолитсодержащим катализатором, имеющим состав: цеолит ZSM-11 с мольным соотношением SiO₂/Al₂O₃, равным 17-60, 15-45 мас.%, оксид кобальта 2-6 мас. %, оксид молибдена 8-14 мас.%, связующее остальное. Процесс ведут под давлением 1,5-2,0 МПа, с получением катализата, содержащего ароматические углеводороды, углеводороды С3-С5, углеводороды С1-С2 в количестве не более 1 мас. %, с последующим выделением фракции углеводородов, используемой в качестве октанповышающей добавки или высокооктанового бензина, и сжиженных углеводородов С3-С4. Способ позволяет селективно получать из углеводородного сырья по простой безводородной технологии с использованием доступного промышленно выпускаемого катализатора октанповышающую добавку или высокооктановый бензин и сжиженный нефтяной газ, исключив образование трудноутилизируемых газообразных продуктов. 7 з.п. ф-лы, 1 ил., 5 табл.

Изобретение относится к области переработки углеводородного сырья на основе алифатических углеводородов, преимущественно обессеренного нестабилизированного газового конденсата с температурой выкипания 20-190 град. С или соответствующих легких фракций углеводородов, содержащих в основном алифатические углеводороды, подвергнутых адсорбционной очистке до содержания суммы серосодержащих соединений не более 0,05 мас.%, имеющих октановое число не более 68, с получением фракции углеводородов, используемой в качестве октанповышающей добавки или высокооктанового бензина, и сжиженных углеводородов C3-C4 (сжиженного нефтяного газа).

Представителем такого сырья является газовый конденсат Оренбургского месторождения, углеводородные фракции с температурой кипения 30-140 град. С и 35-170 град. С, а также прямогонная нафта 30-203 град. С ОАО Оренбургнефть, гексан-гептановые и другие легкие фракции с температурой выкипания 190 град. С и ниже, полученные из нефтяных фракций, содержащих в качестве основных компонентов парафины с числом атомов углерода от 3 до 12.

Известен способ переработки нефтяного сырья, в котором сырье приводят в контакт с некислотным катализатором дегидрирования в присутствии водорода в условиях температуры и давления и при часовой скорости подачи сырья, обеспечивающих дегидроциклизацию. Катализатор содержит металл платиновой группы на индийсодержащем (см. пат. США N 5013423, C 10 G 35/06, 1991) или галлий(свинец) содержащем (см. пат. США N 4882040, 208-138, 1989) цеолитном носителе, который имеет кристаллическую структуру ZSM-5, ZSM-11, ZSM-12, ZSM-23, ZSM-35, ZSM-38, ZSM-48, ZSM-50 или цеолита бэта. При температурах процесса более 427 град. С в присутствии водорода получаемый продукт имеет более высокое октановое число и содержание ароматических углеводородов, чем исходный продукт риформинга.

Недостаток процесса состоит в высоком содержании бензола 25-30 об.% в целевом продукте, а также дорогостоящей технологии с использованием водорода.

Известен способ переработки пентановой фракции с получением сжиженного нефтяного газа при прямом взаимодействии с кислым кристаллическим алюмосиликатом с соотношением оксид кремния/оксид алюминия более 12, имеющим пиковую температуру десорбции гидразина в процессе повышения температуры более 650 град. С (см. пат. Японии по заявке N 3-54717, кл. C 10 G 11/05, 1993).

Недостатки известного способа заключаются в необходимости разделения и утилизации побочных продуктов, получаемых в количестве до 12 об.%, а также в прогрессивном коксовании катализатора с изменяющимся во времени составом продуктов реакции.

Известен способ переработки углеводородного топлива для повышения его октанового числа в безводородном периодическом процессе при 300 - 650 град. С в присутствии кристаллического алюмосиликатного цеолита ZSM-5 с последующим выводом полученных углеводородных продуктов, выжига кокса и восстановлением активности катализатора. Снижение интенсивности закоксовывания катализатора и увеличения длительности его эксплуатации достигается увеличением мольного отношения SiO₂/Al₂O₃ цеолита до 75-120 (патент Японии по заявке N 2-23597, C 10 G 11/05, 1990), а также проведением процесса в присутствии воды (патент Японии по заявке N 2-46078, C 10 G 35/095, 1990).

Недостатками известных способов являются значительное газообразование (до 15 об.%) и повышенное содержание бензола (20-50 об.%) в катализате.

Наиболее близким к предлагаемому способу по технической сущности является способ получения ароматических углеводородов из алифатических углеводородов с числом атомов углерода 2-7 путем их смешения с рециркулирующим газом в массовом отношении 0,1-10. Полученную первичную смесь пропускают в контакте с алюмогаллийсиликатным катализатором при температуре от 350 до 650 град. С для превращения алифатических углеводородов в ароматические углеводороды с получением вторичной смеси, содержащей ароматические углеводороды. Вторичную смесь разделяют на газовую и жидкую фазы, содержащую ароматические углеводороды. Газовую фазу разделяют на первичную газовую смесь, обогащенную водородом, и вторичную газовую смесь, обогащенную метаном и/или этаном. Жидкую фазу разделяют на продукт, содержащий ароматические углеводороды, и газ, содержащий легкие углеводороды. В качестве рециркулирующего газа используют по меньшей мере часть вторичной газовой смеси и газа, содержащего легкий углеводород. Длительность межрегенерационного пробега катализатора - до 10 сут. Выход ароматики ~ 30-51%, выход газообразных продуктов ~ 49-70%. (см. Европатент N 0493040, C 10 G 35/06, 1992).

Недостаток прототипа состоит в первую очередь в том, что выход целевого продукта (смеси ароматических углеводородов) сопровождается получением значительного количества газообразных C1-C2 побочных продуктов (70%), требующих отделения и утилизации.

Во-вторых, в составе смеси ароматических углеводородов, получаемых из углеводородного сырья, содержащего преимущественно парафины с числом атомов углерода от 3 до 7, на катализаторе типа ZSM-5 при температурах 450-600 град. С, соотношение бензол:толуол:ксилолы составляет ~ 2:4:2, и содержание бензола в ароматическом продукте составляет 20-30%. Применительно к современным бензинам это нежелательно - содержание бензола в них нормировано величиной не более 1,0%. Поэтому для получения товарного бензина полученный катализат не подходит, и его необходимо перерабатывать далее.

В-третьих, необходимым условием осуществления процесса является присутствие водорода, который специально вводят на начальной стадии процесса, а затем водород поступает в реакционную зону в составе рециркулирующей газовой фазы (содержание водорода до 6 мас.%).

Задача настоящего изобретения состоит в разработке безводородной переработки углеводородного сырья на основе алифатических углеводородов при одновременном улучшении селективности процесса за счет изменения состава продуктов превращения - уменьшения образования побочных газообразных продуктов и в понижении содержания бензола в смеси ароматических углеводородов, а также в увеличении выхода целевых продуктов.

Поставленная задача решается предлагаемым способом переработки углеводородного сырья на основе алифатических углеводородов, включающим подачу сырья в зону реакции, разбавление его углеводородным газом, проведение процесса при повышенной температуре в присутствии алюмосиликатного катализатора с последующим выделением из катализата целевых продуктов, в котором согласно изобретению в качестве алюмосиликатного катализатора используют алюмокобальтмолибденовый цеолитсодержащий катализатор, имеющий состав: цеолит ZSM-11 с мольным отношением SiO₂/Al₂O₃, равным 17-60, - 15-45 мас.%, оксид кобальта 2-6 мас.%, оксид молибдена - 8-14 мас.%, связующее - остальное, а в качестве углеводородного газа-разбавителя используют обессеренный природный газ, процесс ведут под давлением 1,5 - 2,0 МПа с получением катализата, содержащего ароматические углеводороды, углеводороды C3-C5, углеводороды C1-C2 в количестве не более 1 мас.%, с последующим выделением фракции углеводородов, используемой в качестве октанповышающей добавки или высокооктанового бензина, и сжиженных углеводородов C3-C4.

А также тем, что: - фракция углеводородов, используемая в качестве октанповышающей добавки или высокооктанового бензина, содержит ароматические углеводороды, углеводороды C5 и следовые количества углеводородов C6-C8 неароматического ряда; - процесс ведут при температуре 320-420 град. С; - процесс ведут при объемной скорости подачи исходного сырья 0,3 - 3,0 обратных часов (ч^-1); - процесс ведут при кратности разбавления исходного сырья по объему обессеренным природным газом 1:5 - 1:50; - используемый в качестве разбавителя обессеренный природный газ выводят из процесса на стадии разделения катализата и направляют к потребителям; - используют катализатор, содержащий в качестве связующего - оксид алюминия или оксид кремния, или алюмоборат, или алюмосиликат; - при содержании в катализате ароматических углеводородов менее 25 мас.% прекращают подачу сырья на катализатор, продувают обессеренным природным газом при температуре 420-450 град. С и после восстановления активности катализатора возобновляют процесс переработки сырья.

Катализатор, использованный в данном процессе, - это промышленный алюмокобальтмолибденовый цеолитсодержащий катализатор КДМ-1, получаемый согласно ТУ 3840172-87 и используемый в процессе депарафинизации масел.

Основной компонент катализатора - это фазовочистый сверхвысококремнеземный цеолит ZSM-11, каркас которого состоит из тетраэдров SiO₄, AlO₄ и который может быть получен путем гидротермальной кристаллизации алюмосиликатного щелочного геля состава: 5,7 Na₂O 4,3R Al₂O₃ 200 SiO₂ 1580 H₂O где R - моноэтаноламин. Цеолит кристаллизуется в тетрагональной сингонии и имеет две системы прямых взаимопересекающихся каналов с входами, близкими к окружности (5,4 х 5,6 А) и к эллипсу (5,2 х 5,8 А). В соответствии с этим у цеолита ZSM-11 полости в пересечениях каналов имеют несколько больший объем, чем у цеолитов ZSM-5. Это структурное отличие входящего в состав катализатора цеолита ZSM-11 в сочетании с входящими в его состав оксидами кобальта и молибдена, определенного связующего, проведение процесса под давлением 1,5-2,0 МПа в условиях разбавления исходного сырья обессеренным природным газом предпочтительно в количестве 5-50 объемов на один объем сырья позволяет получать в качестве целевых продуктов - октанповышающую добавку или высокооктановый бензин на основе ароматического концентрата и сжиженный нефтяной газ на основе пропан-бутановой фракции с выходами соответственно 35-90 мас.% и 25-70 мас.% на сырье.

Кроме того, предлагаемая технология позволяет проводить процесс в непрерывном режиме при длительности межрегенерационного пробега катализатора более 60-70 суток.

Использование данной безводородной технологии позволит перерабатывать обессеренный нестабилизированный газоконденсат непосредственно на промыслах, обеспечив как минимум внутреннюю потребность удаленных нефтегазовых промыслов в высокооктановом топливе.

На чертеже приведена принципиальная схема установки для реализации способа, которая включает: 1 - печи трубчатые; 2 - реакторный блок; 3 - теплообменники; 4 - сепаратор; 5,6 - холодильники; 7 - каплеотбойник; 8 - газофракционирующий абсорбер (ГФА); 9 - газосепаратор; 10 - стабилизационная колонна; 11 - емкость; 12 - насосы. На схеме приняты следующие обозначения: I - обессеренный нестабилизированный газоконденсат (сырье); II - обессеренный природный газ (разбавитель); III - октанповышающая добавка (бензин) на основе ароматических углеводородов; IV - сжиженный нефтяной газ - на основе пропан-бутановой фракции.

Способ осуществляют следующим образом.

Обессеренный газовый конденсат 1 подают на смешение с обессеренным природным газом, поступающим из сети при повышенном давлении. Газосырьевую смесь нагревают в межтрубном пространстве теплообменников 3 потоком октанповышающей добавки (стабильного бензина), поступающей из нижней части колонны 10, затем в теплообменнике потоком горячей газопродуктовой смеси (T ~ 400 град. С). Окончательный нагрев в печи 1, откуда смесь поступает в реактор 2, где Т = 320-420 град. С, P 1,5 - 2,0 МПа, катализатор КДМ-1. Соединения в сырье ароматизируются, образуя смесь ароматических углеводородов, в основном, толуол-ксилольную фракцию, а также углеводороды C5, следовые количества углеводородов C6-C8 неароматического ряда, и смесь газообразных продуктов, состоящую из углеводородов C3-C4, в основном пропана, а также углеводородов C1-C2 в количестве не более 1 мас.%. После реактора газопродуктовая смесь отдает свое тепло в трубном пространстве теплообменников 3 и направляется в горячий сепаратор высокого давления 4. Парогазовую смесь из горячего сепаратора используют для нагрева газосырьевой смеси. Затем смесь газа и нефтепродуктов охлаждают в водяном холодильнике 5 и направляют в каплеотбойник 7, а затем в газофракционирующий абсорбер 8, где выделяют смесь пропана, нестабильного бензина и природного газа-носителя (в основном, метана). Метан отводят с верха абсорбера через газосепаратор 9 в сеть низкого давления или потребителям. Смесь бензина и пропан-бутановой смеси поступает в стабилизационную колонну 10, где из бензина отдуваются пропан и другие углеводородные газы с целью получения бензина с требуемой температурой вспышки. Тепловой режим колонны поддерживают теплотой циркулирующего потока, подаваемого в стабилизационную колонну после нагрева в печи 1. Выходящий из нижней части колонны стабильный бензин (в его состав входят ароматические углеводороды, углеводороды C5 и следовые количества углеводородов C6-C8) охлаждают в теплообменниках 3, после чего выводят с установки. С верха колонны отбирают пропан-бутановую смесь; после охлаждения в холодильнике 6 она сжижается и поступает в емкость 11. Балансовое количество стабильного бензина с низа колонны 10, а также пропан-бутановой смеси с верха колонны отводится на орошение стабилизационной колонны 10. Часть стабильного бензина подают на орошение газофракционирующего абсорбера 8.

Конверсию алифатических углеводородов в ароматические углеводороды проводят при температуре 320-420 град. С без введения водорода.

Необходимо температурой реакции управлять так, чтобы получить выход ароматики в заданном диапазоне 25-90%. Для этой цели периодически прекращают подачу газового конденсата и продувают слой катализатора потоком природного газа-носителя, температуру которого поднимают до 420-450 град. С. Когда выход ароматики уже более не попадает в установленный диапазон при последующей продувке природным газом, - катализатор следует регенерировать. Отработанный катализатор может быть отрегенерирован путем нагрева при температурах 200-800 град. С, лучше 350-700 град. С в атмосфере воздуха. Эта тепловая обработка может быть проведена прямо в реакторе или же в отдельной зоне регенерации.

Процесс по данному изобретению проводят, используя две группы реакторов, в каждой из которых содержится вышеописанный алюмосиликатный катализатор. Каждая из двух групп состоит из нескольких реакторов, соединенных в серии. Сырье алифатических углеводородов вводят в одну из двух групп реакторов, в то время как другая группа реакторов подвергается регенеративной обработке. Путем использования двух групп реакторов попеременно переключением клапанов процесс может осуществляться непрерывно в течение длительного времени, например в течение года или более. В этом случае желательно проводить клапанное переключение с интервалом 10-60 дней. В каждом цикле реакции 10-60 дней температуру повышают независимым образом, предпочтительно на 5-20 градусов С, (но не выше 420 град. С) с тем, чтобы поддерживать выход ароматики в желаемом диапазоне 25-90 мас.%.

Для уменьшения коксообразования на катализаторе и поддержания выхода ароматики на высоком уровне в течение длительного времени процесс ведут в присутствии природного газа-носителя, содержащего метан- и этан, который целесообразно отделять на стадии сепарации. Таким образом, отделенный легкий углеводородный газ, содержащий, в основном, метан, выводится с установки для последующего сжатия и подачи в сеть потребителям. Количество природного газа, содержащего метан, который следует ввести в реакционную зону, составляет 5-50 объемов (1-25 мас. частей, лучше от 5 до 15 мас. частей на один объем свежего газоконденсата).

Каталитическая конверсия может проводиться с использованием системы неподвижного слоя катализатора, движущегося слоя или же кипящего слоя. Скорость подачи газового конденсата в случае системы с неподвижным слоем равна, в общем, от 0,3 до 3 обр. часов (ч^-1).

Особенностями процесса является использование природного газа-носителя высокого давления 7-14 МПа без рециркулирования и, соответственно, исключение необходимости использования компрессоров, а также возможность проведения процесса при более высоком содержании в сырье остаточной серы за счет применения катализатора на основе сверхвысококремнеземного цеолита ZSM-11 с использованием модифицирующих добавок - оксида молибдена и оксида кобальта, связующего - оксида алюминия или оксида кремния, или алюмобората, или алюмосиликата, предпочтительно оксида алюминия.

Приведенные ниже примеры иллюстрируют способ, но не ограничивают его.

Пример 1. Нестабилизированный газовый конденсат месторождения НГДУ Бузулукнефть НК ОНАКО, имеющий состав и характеристики, приведенные в табл. 1, 2, превращают в ароматические углеводороды и пропан-бутановую фракцию согласно схеме, приведенной на чертеже.

0,75 объемных частей/час обессеренного нестабилизированного газового конденсата с вышеуказанным составом и характеристиками подают и смешивают с 37,5 объемными частями/час обессеренного природного газа (содержащего 95-98 об. % метана, 1-2% этана, 0,5-1,0% пропана). Соотношение исходное сырье:газ равно 1:50. Смесь нагревают до температуры 280 град. С путем непрямого теплообмена продуктовым потоком, выходящим из зоны конверсии 2, и затем до температуры 400 град. С в печи 1, и вводят в зону конверсии 2, содержащую алюмокобальтмолибденовый цеолитсодержащий катализатор КДМ-1, имеющий состав, мас.%: цеолит ZSM-11 с мольным отношением (SiO₂/Al₂O₃ = 17) - 15; оксид молибдена - 14; оксид кобальта - 6,0; связующее (оксид алюминия) - 65, где происходит каталитическая ароматизация сырья. Продуктовый поток, выведенный из последнего реактора конверсионной зоны 2, имеет температуру 380 град. С и давление 2 МПа, его охлаждают непрямым теплообменом с сырьевой смесью и далее охлаждают в другом теплообменнике до 40 град. С. Охлажденный продуктовый поток направляют в сепаратор высокого давления 4, где происходит разделение на газовую и жидкую фазу. Газовую фазу выводят из сепаратора 4 и после охлаждения подают через каплеотбойник 7 в газофракционирующий абсорбер (ГФА) 8, а жидкую фазу из сепаратора 4 через каплеотбойник 7 подают на питающую тарелку в ГФА 8, где происходит разделение на углеводородный газ (метан), выводимый из процесса с объемной скоростью 50 частей/час, и жидкую фазу, выводимую с низа ГФА со скоростью 10 частей/час.

Жидкую фазу с низа ГФА нагревают до температуры 150 град. С путем непрямого теплообмена с потоком ароматических углеводородов, поданным из стабилизационной колонны 10 при температуре 270 град. С, и вводят в стабилизационную колонну 10. Из стабилизационной колонны 10 выводят 0,56 частей/час (выход 63,5%) сжиженной смеси, содержащей пропан, бутан и небольшое количество примесей (~ 1-5%) и 0,19 частей/час ароматического продукта, используемого в качестве октанповышающей добавки к моторному бензину (выход 36,5%). Ароматический продукт охлаждают до температуры 180 град. С жидкой фазой, выводимой с низа ГФА и подаваемой в стабилизационную колонну 10. Продукт содержит в качестве основного компонента толуол и ксилолы (соответственно 35,4 и 25,3 мас.%).

Описанный выше процесс продолжают непрерывно в течение 7 дней, после чего прекращают подачу жидкого сырья, продувают реактор метаном при температуре 420-450 град. С в течение 3 час, охлаждают слой катализатора до 400 град. С и вновь начинают подачу сырья. Реакционная зона 2 составлена двумя сериями реакторов с неподвижным слоем, в каждой серии содержится по 2 реактора. В то время, как одна серия реакторов используется для каталитического превращения, другая серия реакторов подвергается регенеративной обработке. После 30 дней реакции переключают клапаны так, что каталитическая конверсия проводится в другой серии реакторов, содержащей регенерированный катализатор, а катализатор в первой серии реакторов подвергается регенерации. Таким образом, процесс в целом проводится непрерывно. Состав потоков на стабильном режиме работы установки приведен в табл. 3.

Пример 2. Используя систему примера 1, каталитическому превращению подвергнут газовый конденсат примера 1 при объемной скорости подачи сырья 3,0 час(-1), давлении 1,5 МПа и температуре 320 град. С. Использован катализатор КДМ-1, содержащий оксид алюминия (связующее) - 45 мас.%, кристаллический алюмосиликатный цеолит ZSM-11, имеющий размер частиц в диапазоне 1-4 мкм, - 45 мас.%, оксид кобальта 2,0 и оксид молибдена - 8 мас.%. Цеолит имеет мольное отношение SiO₂/Al₂O₃ = 60. Конверсию непрерывно осуществляют в течение около 2 недель. Состав потоков, мас.%, выходящих из реактора 2 (продуктовый поток, без учета газа-разбавителя), сжиженного газа и ароматического компонента приведен в табл. 4.

Пример 3. Аналогично примеру 1 проведено превращение сырья примера 1 при объемной скорости подачи, равной 0,3 обр. час. Объемное отношение газ-носитель:сырье 5:1. Температура 400 град. С. Состав потоков приведен в табл. 5.

Как видно из представленных данных, предлагаемый способ позволяет получать по простой безводородной технологии из углеводородного сырья, содержащего алифатические углеводороды, с использованием доступного промышленно выпускаемого катализатора следующие целевые продукты (в зависимости от условий процесса): - октанповышающую добавку с октановым числом (о.ч.) по моторному методу 100 (выход 35-75 мас.% на пропущенное сырье), предназначенную для улучшения качественных показателей бензиновых фракций. Так, при введении в прямогонный бензин с о.ч. 68 25 об.% или 50 об.% добавки получают бензины с О.Ч., соответственно, 76 и 92; - или высокооктановый бензин с О.Ч. 92 (выход 35-75 мас.% на пропущенное сырье); сжиженный нефтяной газ (пропан-бутановая фракция) (выход 25-70 мас.% на пропущенное сырье).

Процесс исключает образование трудноутилизируемых газообразных продуктов, а низкое содержание бензола в получаемом ароматическом концентрате (соотношение бензол: толуол:ксилолы равно до 1:3:3) исключает необходимость дополнительной переработки катализата. Все это свидетельствует о высокой селективности процесса и, как следствие, его высоких экономических показателях.

Кроме того, к преимуществам предлагаемого способа можно отнести возможность использовать его для переработки газового конденсата непосредственно на промыслах, обеспечив потребность удаленных нефтегазовых промыслов в высокооктановом топливе.

Формула изобретения

1. Способ переработки углеводородного сырья на основе алифатических углеводородов, включающий подачу сырья в зону реакции, разбавление его углеводородным газом, проведение процесса при повышенной температуре в присутствии алюмосиликатного катализатора с последующим выделением из катализата целевых продуктов, отличающийся тем, что в качестве алюмосиликатного катализатора используют алюмокобальтмолибденовый цеолитсодержащий катализатор, имеющий состав: цеолит ZS M-11 с мольным отношением SiO₂/Al₂O₃, равным 17 - 60, 15 - 45 мас.%, оксид кобальта 2 - 6 мас.%, оксид молибдена 8 - 14 мас.%, связующее остальное, в качестве углеводородного газа-разбавителя используют обессеренный природный газ и процесс ведут под давлением 1,5 - 2,0 МПа, с получением катализата, содержащего целевые ароматические углеводороды, углеводороды C3-C5, углеводороды C1-C2 в количестве не более 1 мас.%, с последующим выделением фракции углеводородов, используемой в качестве октанповышающей добавки или высокооктанового бензина, и сжиженных углеводородов C3-C4.

2. Способ по п.1, отличающийся тем, что фракция углеводородов, используемая в качестве октанповышающей добавки или высокооктанового бензина, содержит ароматические углеводороды, углеводороды C5 и следовые количества углеводородов C6-C8 неароматического ряда.

3. Способ по п.1, отличающийся тем, что процесс ведут при температуре 320 - 420^oC.

4. Способ по п. 1, отличающийся тем, что процесс ведут при объемной скорости подачи исходного сырья 0,3 - 3,0 ч (-1).

5. Способ по п. 1, отличающийся тем, что процесс ведут при кратности разбавления исходного сырья по объему обессеренным природным газом 1 : 5 - 1 : 50.

6. Способ по п.1, отличающийся тем, что используемый в качестве разбавителя обессеренный природный газ выводят из процесса на стадии разделения катализата и направляют потребителю.

7. Способ по п.1, отличающийся тем, что используют катализатор, содержащий в качестве связующего оксид алюминия, или оксид кремния, или алюмоборат, или алюмосиликат.

8. Способ по п.1, отличающийся тем, что при содержании в катализате ароматических углеводородов менее 25 мас.% прекращают подачу углеводородного сырья, и катализатор продувают обессеренным природным газом при температуре 420 - 450^oC, а после восстановления активности катализатора возобновляют процесс переработки сырья.

РИСУНКИ

Рисунок 1, Рисунок 2, Рисунок 3, Рисунок 4, Рисунок 5, Рисунок 6