патенты / 18960

768106-- = "/"; . , . . , . . , . , , . .



. :
:
УведомлениеЭтот перевод сделан компьютером. Невозможно гарантировать, что он является ясным, точным, полным, верным или отвечает конкретным целям. Важные решения, такие как относящиеся к коммерции или финансовые решения, не должны основываться на продукте машинного перевода.
ОПИСАНИЕ ИЗОБРЕТЕНИЯ GB768106A
[]
Мы, - (БИРМИНГЕМ) , - () , британская компания , , 4, настоящим заявляет, что изобретение, в отношении которого мы молимся, может быть выдан нам патент, а также метод, с помощью которого оно должно быть реализовано, будет подробно описан. внутри и рядом , , , 4, , , , следующее положение:- :- Настоящее изобретение относится к велосипедным звонкам, описанным в нашем патенте № 721576, в котором движение рабочего рычага приводит к вращению купола звонка посредством храповой шестерни и качающегося стопорного механизма так, что внутренний выступ на звонке ударяется о подпружиненный молоток, чтобы звонить в колокол. , 721,576, . Было обнаружено, что в велосипедном колоколе вышеупомянутого типа качающийся дугообразный фиксатор иногда не может зацепить соответствующую храповую шестерню для вращения купола колокола, особенно когда колокол установлен в таком положении, что направленный внутрь или защелкивающийся конец Часть фиксатора под действием силы тяжести выпадает за пределы диаметра храповой шестерни и остается в этом положении при вращении под действием центробежной силы. , , , , . Также было обнаружено, что удовлетворительная работа фиксатора может быть затруднена из-за избытка смазки, вызывающего застревание фиксатора в незацепленном положении. - . Целью настоящего изобретения является устранение этих недостатков простым и эффективным способом. . Изобретение состоит из велосипедного колокола упомянутого типа, в котором движение рабочего рычага приводит к вращению купола колокола посредством храповой шестерни и связанного с ним качающегося механизма, отличающегося тем, что качающийся фиксатор подпружинен и поджимается к храповой шестерне. . , . Для того, чтобы изобретение можно было ясно понять и легко реализовать на практике, можно обратиться к прилагаемым пояснительным чертежам, на которых: Фиг. 1 представляет собой вид колокола с одним удаленным куполом. 3 768,106 : 1 45 . На рис. 2 в перспективе показана храповая шестерня, качающийся фиксатор, ее пружина и другие компоненты раструба. 2 , , . В удобном варианте осуществления изобретения, выпущенного до 50 сентября, предусмотрен колокол, такой как описан в нашем патентном описании № 50 . 721,576, в котором вращающаяся втулка а, свободно установленная на вращающемся шпинделе , несущем колоколообразные купола, и приводимая в движение дугообразной рейкой 55 , входящей в зацепление с зубчатым колесом а', снабжена на одном конце диском а 2, на котором шарнирно закреплена качающийся дугообразный фиксатор , периферия которого совпадает с периферией диска а 2, когда фиксатор входит в зацепление с шестерней 60 1, закрепленной на валу несущего купола, напротив неподвижного диска . В этом изобретении дугообразная пружинная полоса аналогичного кривизна диска а 2 имеет направленный внутрь перфорированный выступ 65 вблизи одного конца указанной полосы, который прикреплен своим выступом к диску а 2 на стороне, противоположной фиксатору, заклепкой , которая образует шарнир для фиксатор так, что конец 2 пружинной ленты, находящийся дальше от 70, к выступу 1, направлен и нажимает на защелку ' фиксатора. 721,576, , , , 55 ', 2, , 2 60 1 , 2 65 2 , 2 70 1 ' . Поворот пружины е от периферии диска а вокруг стопорного шарнира предотвращается короткой частью е 3 пружины 75, расположенной за выступом с отверстием, который упирается в периферию диска а 2. 3 75 2. Следует понимать, что описанная здесь пружинная полоса всегда будет эффективно подталкивать 2 подковообразного фиксатора в положение зацепления с шестерней , но позволит продолжать вращение или вращение шестерни в обратном направлении по отношению к шестерне. фиксация, когда фиксация 85 ПАТЕНТНАЯ СПЕЦИФИКАЦИЯ 80 2 , 85 Изобретатель: -ГОРАЦИЙ ДЖОРДЖ СНЕЛЬСОН. : - . Дата подачи полной спецификации: 2 августа 1955 г. : 2, 1955. Дата подачи заявки: 26 августа 1954 г. № 24816/54. : 26,1954 24816/ 54. Полная спецификация опубликована: 13 февраля 1957 г. : 13, 1957. Индекс при приемке: - Класс 13, А (2:12). :- 13, ( 2:12). Международная классификация:- 08 . :- 08 . ПОЛНАЯ СПЕЦИФИКАЦИЯ. . Улучшения, касающиеся велосипедных звонков. . Защелка движется наружу против пружины и проходит по храповым зубьям шестерни. указывает на молоток, являющийся объектом нашего патента № 721,576, по которому удары по молотку производят вращающиеся купола (не показаны). 721,576 ( ).
, ."> . . .
: 506
: 2024-04-11 08:16:14
: GB768106A-">
: :

768107-- = "/"; . , . . , . . , . , , . .



. :
:
УведомлениеЭтот перевод сделан компьютером. Невозможно гарантировать, что он является ясным, точным, полным, верным или отвечает конкретным целям. Важные решения, такие как относящиеся к коммерции или финансовые решения, не должны основываться на продукте машинного перевода.
ОПИСАНИЕ ИЗОБРЕТЕНИЯ GB768107A
[]
ПАТЕНТНАЯ СПЕЦИФИКАЦИЯ 7685107 _ - :: _Cl__ I_ / По документу или заявке и подаче полной спецификации , № 25169/54. 7685107 _ - :: _Cl__ I_ / , 25169/54. Заявление подано в Соединенных Штатах Америки 5 октября 1953 г. 5, 1953. Заявление подано в Соединенных Штатах Америки 8 апреля 1954 года. 8, 1954. Полная спецификация опубликована 13 февраля 1957 г. 13, 1957. Индекс при приемке:-Класс 32, Эл. :- 32, . Международная классификация:- . :- . ПОЛНАЯ СПЕЦИФИКАЦИЯ Крекинг Газ-Ойлс Мы, НАУЧНО-ИССЛЕДОВАТЕЛЬСКАЯ И ИНЖЕНЕРНАЯ КОМПАНИЯ , ранее известная как , корпорация, должным образом организованная и действующая в соответствии с законодательством штата Делавэр, Соединенные Штаты Америки, Элизабет, Нью-Джерси, Соединенные Штаты Америки, настоящим заявляем, что изобретение, на которое мы молимся, чтобы нам был выдан патент, и метод, с помощью которого оно должно быть реализовано, будут подробно описаны в следующем заявлении: - , , , , , , , , , , , :- Настоящее изобретение относится к способу каталитической конверсии газойлей в низкокипящие компоненты. . В обычном процессе каталитической конверсии указанного типа газойль контактирует со слоем каталитического материала в реакторе для превращения газойля в низкокипящие компоненты. Для этой цели использовался ряд типов слоев катализатора, таких как фиксированные слои, движущиеся слои и псевдоожиженные слои, все из которых хорошо известны в нефтяной промышленности. Во время контакта газойля с катализатором в любом из вышеупомянутых типов слоев катализатора на катализаторе образуется углеродистый или коксоподобный осадок. Эти углеродистые отложения снижают эффективность катализатора при преобразовании газойля в низкокипящие компоненты, и поэтому необходимо удалить эти коксовые отложения из катализатора или, другими словами, регенерировать катализатор, чтобы его можно было использовать. для дальнейшего каталитического крекинга. Это достигается путем отделения закоксованного или отработанного катализатора от углеводородов и сжигания коксового отложения кислородсодержащим газом. Хотя катализатор перед регенерацией обычно называют «отработанным» катализатором, его каталитическая активность на самом деле тратится лишь частично. , , , , , - , , - - - " " , . 4 (Однако в целом большая часть его каталитической активности была потеряна. 4 ( , , . Изменяя условия реакции, такие как температура, объемная скорость и время пребывания, можно увеличить конверсию газойля в бензин в процессе каталитического крекинга. , , , , . Однако в целом по мере увеличения конверсии газойля в бензин увеличивается и количество образовавшегося кокса, отложившегося на катализаторе. Хотя желательно максимизировать 3 количество газойля, перерабатываемого в бензин, 50 таким образом, степень этой конверсии ограничена количеством углеродистых или коксовых отложений, отложившихся на катализаторе, и оборудованием, предусмотренным для сжигания этих углеродистых отложений. Поэтому обычно существует экономический баланс между конверсией газойля в Бензин и инвестиции, необходимые для установок регенерации. Поскольку установки регенерации составляют значительную часть инвестиций в систему каталитического крекинга 60, конверсия газойля в бензин в данной системе каталитического крекинга обычно ограничивается мощностью установок регенерации, которые изначально были экономически оправданы. Вышеуказанные проблемы 65 особенно серьезны в случае некоторых газойлей, содержащих большую долю ароматических углеводородов или с высоким содержанием азота и которые таковы, что производят значительно более высокое соотношение кокса к бензину, чем парафиновый или нафтеновый 70 газойли. , , , 3 , 50 - , 55 60 , 65 70 . Основной целью настоящего изобретения является достижение высокой конверсии газойля в бензин при одновременной минимизации количества кокса, образующегося на катализаторе, и 75 в соответствии с изобретением это достигается с помощью процесса, который включает поддержание газойля при контакте со свежерегенерированным катализатором в зоне конверсии при температуре от 850 до 1000 до получения парообразного углеводородного продукта, содержащего значительное количество углеводородных компонентов, кипящих ниже 430 вместе с коксом, не более 5 % по массе газойль преобразуется в кокс, пропуская продукт 85, практически свободный от катализатора, в зону выдержки, где он нагревается до температуры в диапазоне примерно от 850 до 11500 для получения дополнительных углеводородных компонентов, кипящих ниже 4300 , но практически без кокса. 90 В первой форме настоящего изобретения газойль, практически весь из которого кипит выше примерно 4300 , контактирует с катализатором крекинга при температуре примерно 850-1000 и предпочтительно при температуре примерно 95 900-950 . так, чтобы примерно 30-50% по объему газойля превращалось в бензин (т.е. углеводородный материал, кипящий ниже 7% .)4. , 75 850-1000 80 430 , 5 % , 85 850 11500 4300 90 , , , 4300 850-1000 95 900-950 30-50 % ( 7 % .)4. 768,107 430 , включая 4 , но не включая или более легкий материал), другие компоненты, кипящие ниже примерно 430 (т.е. углеводородный материал, включая ), и кокс, так что не более примерно 5% по массе газойля превращается в кокс. Полученные парообразные низкокипящие углеводородные продукты затем отделяют от полученного отработанного катализатора так, чтобы концентрация катализатора в отделенных парообразных углеводородных продуктах не превышала более чем примерно 0,1 фунта катализатора/кубический фут. Затем пары, по существу свободные от катализатора, отделяются. предпочтительно нагревают до температуры около 1050-1150 и предпочтительно до температуры около 1075-1125 . 768,107 430 4 ), 430 ( ) 5 %, 1 0 1 / 1050-1150 1075-1125 . и выдерживаются или выдерживаются в этом температурном диапазоне в течение примерно 0,5-10 секунд, так что примерно дополнительные 5-20% по объему парообразных углеводородов превращаются в бензин и другие компоненты, кипящие ниже примерно 430 . Во время этого этапа вымачивания практически не образуется кокс. 0 5-10 5-20 % 430 , . После этого пары углеводородов извлекаются и фракционируются на ряд желаемых фракций, включая бензиновую фракцию. Таким образом, первоначальный контакт углеводородного газойля с катализатором приводит к большей части конверсии углеводородного газойля в высококачественный бензин и последующая стадия выдержки или преимущественно стадия термического крекинга обеспечивает дополнительную конверсию практически без дальнейшего образования кокса. Настоящее изобретение в целом применимо к углеводородным газойлям, но особенно полезно для газойлей с высоким содержанием углерода. - - . Во второй форме изобретения вместо проведения этапа вымачивания при температуре примерно от 1050 до 1150°, как описано выше, такой этап можно проводить при температуре примерно 850-1050° и предпочтительно при температуре около 900-10000 , и в этом случае время обработки будет составлять около 0,5-5 минут для достижения дополнительных 5-20% по объему конверсии углеводородов в бензин и другие компоненты, кипящие ниже примерно 4300 . Во время этой альтернативной процедуры вымачивания также существенно кокс не образуется; однако, поскольку во время этой стадии вымачивания образуется определенное количество диолефинов, полученные углеводороды затем дополнительно контактируют на стадии последующей обработки с дополнительным катализатором, которым предпочтительно является частично отработанный катализатор с начальной стадии каталитического крекинга, поэтому как превратить большую часть диолефинов в насыщенные углеводородные продукты. , 1050 1150 , tem43 850-1050 " 90010000 , 0 5-5 5-20 % 4300 , ; , , , , . Первоначальный контакт углеводородного газойля с катализатором приводит к большей части конверсии углеводородного газойля в высококачественный бензин. Стадия вымачивания или преимущественно стадия термического крекинга обеспечивает дополнительную конверсию, по существу, без дальнейшего образования кокса, но с определенным количеством диолефинов. Около 2-5 % общего количества углеводородов из зоны выдержки составляют диолефины. Удаление этих диолефинов на этапе каталитической доочистки, при котором также образуется небольшое количество кокса, существенно улучшает стабильность конечных углеводородных продуктов, в том числе как бензин, так и средние дистилляты 70, так что они стабильны по цвету, а также не окисляются с образованием нежелательных смол и пероксидов. Стадия каталитической последующей обработки также улучшает октановое число бензиновой фракции углеродных продуктов 75 по настоящему изобретению. изобретения, а также обеспечивает незначительную дополнительную конверсию. Использование трех стадий, а именно начального каталитического крекинга, выдержки и каталитической последующей обработки, дает в целом желаемые результаты: высокое отношение выхода бензина к выходу кокса в дополнение к стабильному бензину и среднедистиллятные продукты. , , 2-5 % , , , 70 , - 75 , , , , 80 . В качестве примера второй формы изобретения сырье каталитического цикла, содержащее 85 примерно 40 мас.% ароматических колец, будет производить 6 мас.% углерода при конверсии 40%, 10 мас.% при конверсии 50% и примерно 160 мас.% углерода при конверсии 40%. при 60%-ной конверсии в обычном процессе каталитического крекинга 90. С экономической точки зрения было бы очень желательно крекинг циркуляционного сырья до конверсии 50-55%, например, за исключением высокого выхода кокса, который потребовал бы очень большие регенерационные мощности. Такое требование 95 смягчается модифицированной формой изобретения, поскольку циркуляционное сырье будет перерабатываться только до степени конверсии лишь около 350% на начальной стадии каталитического крекинга модифицированной формы изобретения. Углеводородный продукт получается из этой первоначальной формы. Затем стадия каталитического крекинга будет поддерживаться при температуре около 950° в течение примерно 1 минуты. В конце этого периода будет достигнута общая конверсия порядка 50%. Образование кокса в результате будет составлять всего около 5% по массе в настоящем изобретении по сравнению с 10-13% по массе в обычном процессе каталитического крекинга. В другом примере, где крекинг газойля 110 с высоким содержанием азота дает 6% по массе кокса при %. конверсии и 10% по массе кокса при конверсии 55% в обычном процессе каталитического крекинга, газойль будет конвертироваться в соответствии с настоящим процессом до конверсии 115 35-40% на начальной стадии каталитического крекинга, а полученные углеводородные продукты вымачиваются для около 1 минуты при температуре около 950 для достижения конечной конверсии 50%/) с выходом кокса менее 5% на 120 вес. В этом примере и в предыдущем примере стадия каталитической последующей обработки приведет к незначительному увеличению кокс и конверсия. , 85 40 6 % 40 % , 10 % 50 % 160 60 % 90 , 50-55 ,',, , 95 350 % 100 950 ' 1 50 %" 105 5 % , 10-13 %, 110 6 %" % 10 % 55 % , 115 35-40 % 1 950 50%/) 5 % 120 , , . Процесс настоящего изобретения будет легко понятен при обращении к сопроводительным чертежам, на которых: фиг. 1 представляет собой схематическое изображение одной формы устройства, приспособленного для осуществления процесса первой формы изобретения; 130 768,107 Фиг. 2 представляет собой схематическое изображение другой формы устройства, приспособленного для осуществления процесса первой формы изобретения; и Фиг.3 представляет собой схематический вид одной формы устройства, приспособленного для реализации второй формы изобретения, с отдельными частями для облегчения раскрытия. 125 : 1 ; 130 768,107 2 ; 3 . Обращаясь теперь к фигуре 1, ссылочная позиция 10 обозначает резервуар или реактор, приспособленный для проведения каталитической конверсии газойля с помощью мелкодисперсного псевдоожиженного катализатора. В этом конкретном варианте осуществления настоящего изобретения горячий свежерегенерированный катализатор вводят в нижнюю часть реактор 10 через входной трубопровод 11, и скорость его введения в него контролируется с помощью клапана 12 в трубопроводе 11. Используемый катализатор может представлять собой природное каталитическое вещество, такое как обработанная кислотой глина, или синтетическое каталитическое вещество, такое как алюмосиликат и алюмосиликат. магнезия. Обычно мелкодисперсные частицы катализатора имеют размер менее примерно 250 микрон в среднем диаметре, и обычно частицы имеют такой диапазон размеров, что практически все они имеют средний диаметр примерно 20-100 микрон. Катализатор течет по трубопроводу. 11, обычно получают из регенератора (не показан), в котором углеродистые отложения сжигаются из отработанного катализатора, полученного в процессе, как будет подробно описано ниже. Таким образом, в конкретном варианте осуществления настоящего изобретения, как показано на фиг. 1, тонкоизмельченный катализатор будет непрерывно проходить между реактором 10 и регенератором, которым может быть любой обычный регенератор, приспособленный для регенерации тонкоизмельченного катализатора. 1, 10 , 10 11 12 11 , , - - 250 20-100 11 ( ) 1 10 . Перед введением тонкоизмельченного катализатора в нижнюю часть реактора 10 его смешивают с газойлем, подаваемым в трубопровод 11 через трубопровод 13 со скоростью, регулируемой с помощью клапана 14 в трубопроводе 13. Газойль обычно имеет кипение. диапазон примерно 400-10500 . Обычно газойль, подаваемый по трубопроводу 13, предварительно нагревается до температуры, которая может достигать примерно 700 , путем косвенного теплообмена с потоками высокотемпературных продуктов или с помощью печи предварительного нагрева (не показана). 10, 11 13 14 13 400-10500 13 700 ( ). Требуемая величина предварительного нагрева будет зависеть от ряда факторов, таких как температура регенерированного катализатора в трубопроводе 11, которая может составлять примерно 1000-1150°, соотношение катализатора и масла, подаваемого в резервуар 10, которое может составлять примерно 5-10°С. 15 по массе и желаемая температура реакции в сосуде 10. 11 1000-1150 , -- 10 5-15 , 10. Смесь катализатор-масло затем вводят в нижнюю часть реактора 10 с такой скоростью, что приведенная скорость паров масла, поднимающихся вверх, составляет примерно 0,5-5 фут/сек и предпочтительно примерно 1-3 фут/сек. при таких скоростях паров мелкодисперсный катализатор будет образовывать плотный псевдоожиженный слой 15 в нижней части резервуара 10 с плотностью слоя около 30-50 фунтов/куб футов. Температура реакции в резервуаре 10 будет поддерживаться на уровне около 850-1000 и предпочтительно около 900-950 , а давление в реакторе 10 обычно поддерживается на уровне около -50 фунтов/кв. дюйм (фунтов на квадратный дюйм). Как указывалось ранее 70, мелкодисперсный катализатор в реакторе обычно поддерживается в виде плотного слоя. в нижней части реактора 10, и этот плотный слой будет иметь относительно четко определенный верхний уровень , который поддерживается на нем за счет непрерывного удаления катализатора 75 из плотного слоя 15 с помощью выпускного трубопровода 20, который проходит через резервуар 10 вверх в плотный слой 15. в положении немного ниже верхнего уровня . Скорость вывода катализатора из плотного слоя 80 через трубопровод 20 регулируется с помощью клапана 21 в трубопроводе 20. Задержка катализатора в реакторе 10 должна быть достаточной для обеспечения объемной скорости около 1-5 фунты углеводородного масла/час/фунт катализатора, задержанного в реакторе 85. Катализатор, удаленный из плотного слоя 15 по трубопроводу 20, подается в ранее упомянутый регенератор (не показан), связанный с реактором 10, в котором углеродистые отложения сжигаются с отработанным катализатором с помощью воздух, после выхода которого полученный регенерированный катализатор по трубопроводу 11 направляют обратно в реактор 10. - 10 0 5-5 ./ 1-3 / 15 10 30-50 / 10 850-1000 900-950 10 -50 / () 70 , 10 - 75 15 20 10 15 80 20 21 20 10 1-5 // 85 15 20 ( ) 10 , 10 11. Таким образом, в конкретном варианте осуществления настоящего изобретения, показанном на фиг. 1, пары углеводородов проходят вверх 95 в реакторе 10 через плотный слой 15, где они преобразуются в продукты с более низкой температурой кипения и кокс, который осаждается на тонкоизмельченном катализаторе с получением отработанного катализатора. Условия реакции в реакторе 10 регулируются так, чтобы около 30-50% углеводородного газойля, введенного в нижнюю часть реактора 10, превращалось в продукты, кипящие ниже примерно 4300 , и кокс, и так, чтобы не более примерно 5% масса гидроуглеродного газойля 105 преобразуется в кокс. После прохождения через плотный слой 15 пары конвертированных углеводородов поступают в разбавленную или дисперсную фазу 22, расположенную в реакторе 10 выше верхнего уровня плотного слоя 15. Дисперсная фаза 22 110 содержит небольшое количество катализатор, который увлекается парами, поднимающимися из плотного слоя 15. Поднимающиеся пары углеводородов в дисперсной фазе 22 выходят вверх из реактора 10 через выпускной трубопровод 23. Эти пары 115 практически не содержат увлеченного катализатора и содержат не более примерно 0,1 фунта катализатора. / куб. 1, 95 10 15 10 100 30-50 % 10 4300 , 5 % 105 15, 22 10 15 22 110 15 22 10 23 115 0 1 /. футов паров углеводородов и обычно содержат только около 0,002-0,05 фунта катализатора/куб. , 0 002-0 05 /. футов паров 120. Пары углеводородов, проходящие вверх по трубопроводу 23 из реактора 10, вводятся в теплообменник 30, где они проходят через внутреннюю часть трубчатого нагревательного змеевика 31. В теплообменнике 30 пары углеводородного продукта 125 нагреваются до температуры около 1050°С. 1150 и предпочтительно до температуры около 1075-1125 . Следует ясно понимать, что все парообразные углеводородные продукты, образующиеся в реакторе 10, нагреваются до этой конкретной температуры, а именно на 50-300 выше температуры, существующей в реакторе 10. реактор 10. Теплообменник 30 может, например, включать печь, в которую вводят газ или нефтяное топливо через трубопровод 32, содержащий клапан 33, и кислородсодержащий газ, такой как воздух, через трубопровод 34, содержащий клапан 35. Скорости введения масла и Подача воздуха через трубопроводы 32 и 34 соответственно регулируется с помощью клапанов 33 и 35 соответственно для получения горючей смеси, которая сгорает внутри теплообменника или печи 30. Газообразные продукты сгорания из теплообменника 30 удаляются из него. через трубопровод 37. 120 23 10 30 31 30, 125 1050-1150 1075-1125 10 130 768,107 , 50-300 ' 10 30 , , 32 33 - 34 35 32 34, , 33 35, , 30 30 37. Вместо использования теплообменника 30 в качестве печи может оказаться целесообразным ввести горячий дымовой газ из регенератора, связанного с реактором 10, во внутреннюю часть теплообменника 30 через трубопроводы 32 и 34. 30 , 10 30 32 34. Таким образом, если температура дымового газа регенератора составляет около 1100° или выше, его можно использовать в теплообменнике 30 для нагрева паров продукта, проходящих через змеевик 31. В этом случае трубопровод 37 можно использовать для непрерывного удаления охлажденного дымохода регенератора. газ из теплообменника 30. Газы, выходящие из теплообменника 30 через трубопровод 37, могут быть выпущены непосредственно в атмосферу или могут быть пропущены через другие теплообменники для рекуперации основной части их явного тепла. 1100 ' , 30 31 , 37 30 30 37 . Например, горячие газы, проходящие из теплообменника 30 по трубопроводу 37, могут использоваться для предварительного нагрева свежего углеводородного газойля, который вводится в систему настоящего изобретения через трубопровод 13. , 30 37 13. Длина и диаметр змеевика 31 выбираются так, чтобы парообразные углеводородные продукты, которые вводятся в него из трубопровода 23, нагревались до температуры около 1050-1150 , а предпочтительно до температуры около 1075-11255 , поскольку это будет необходимо поддерживать нагретые пары в этом температурном диапазоне в течение примерно 0,5-10 секунд перед их фракционированием на желаемые фракции, как будет подробно описано ниже. Конкретная требуемая длина и диаметр змеевика 31 будут зависеть от потока углеводородного пара. Скорость, температура греющей среды в теплообменнике 30 и задействованные коэффициенты теплообмена. Температура, до которой нагреваются пары углеводородов в змеевике 31, и время пребывания паров в диапазоне температур 1050-1150° до фракционирование должно быть выбрано таким образом, чтобы дополнительные 5-20% паров углеводородов превращались в продукты, кипящие ниже примерно 4300 . Требуемое время пребывания паров в указанном диапазоне температур будет, конечно, зависеть от используемой температуры; таким образом, чем выше температура, тем короче время пребывания, и наоборот. Таким образом, гибкость конверсии может быть легко достигнута путем регулирования степени нагрева в змеевике 31. Дополнительное количество конвертируемых углеводородов будет включать в основном дополнительный бензин и сухой газ ( и более легкие газы) В дополнение к этим продуктам очень небольшое количество парообразных углеводородов, введенных в теплообменник 70 31, будет преобразовано в кокс. Обычно это количество кокса не превышает примерно 0 5 по массе исходного углеводородного газойля, подаваемого в реактор 10 через трубопровод 13, 75. Нагретые пары углеводородов удаляются из змеевика 31 с помощью трубопровода 40, который на другом конце сообщается с внутренней частью циклонного сепаратора 41. Нагретые пары углеводородов, подвергающиеся термическому 80 крекингу, вводятся по касательной в корпус 42 реактора 10. циклонный сепаратор 41 через входное отверстие 43. В корпусе 42 пары закручиваются, так что небольшое количество увлеченного катализатора под действием центробежной силы отбрасывается к внутренней стенке корпуса 42 85 и отделяется от основной массы паров углеводородов. Катализатор падает вниз. вдоль внутренней стенки корпуса 42 и течет вниз от корпуса 42 через опускную трубу 45, которая на своем нижнем конце 90 сообщается с плотным слоем 15 в реакторе 10. 31 23 1050-1150 , 1075-11255 , 0 5 -10 31 , 30, 31 1050-1150 ' 5-20 % 4300 ; , , 31 (, ) 70 31 0 5 , 10 13 75 31 40 41 80 42 41 43 42 , 42 85 42 42 45 90 15 10. Таким образом, захваченный тонкоизмельченный катализатор отделяется от паров углеводородов в циклонном сепараторе 41 и возвращается в систему посредством погружной трубы 45, которая проходит на своем нижнем конце 95 под верхний уровень плотного слоя 15. Отделенные пары углеводородов удаляются из циклона. сепаратора 41 через выпускной трубопровод 44, который расположен по центру корпуса 42 и который сообщается с 100 его верхней частью. Следует понимать, что положения циклонного сепаратора 41 и теплообменника 30 могут быть поменяны местами, так что пары углеводородов из реактора 10 будут проходят через циклонный сепаратор 41 сначала 105, а затем через теплообменник 30, после чего полученные нагретые пары будут проходить в трубопровод 44. В этом случае циклонный сепаратор 41 при желании может быть расположен в верхней части реактора 10. Горячие пары углеводородов проходя через трубопровод 44, вводятся в нижнюю часть ректификационной колонны 50, где углеводородные продукты частично охлаждаются обратным холодильником и разделяются по меньшей мере на две фракции. Следует понимать, что время пребывания 0,5-10 секунд необходимо для вымачивания нагретого углеводорода. пары в температурном диапазоне 1050-1150° проходят от змеевика 31 до ректификационной колонны 50, циклонных сепараторов 41 и 12 (трубопроводы 40 и 44 предпочтительно изолированы, чтобы поддерживать эту температуру выдержки углеводородов. В этом конкретном варианте осуществления настоящего изобретения Бензин и другие компоненты, кипящие ниже примерно 430,121 , удаляются из дистиллятора 50 через трубопровод 51, а компоненты, кипящие выше примерно 430 , удаляются в виде кубовой фракции через трубопровод 52. Однако следует понимать, что углеводородные продукты 13 (около 10-20 фунтов/куб футов. Согласно этим вариантам 3, пары углеводородов и катализатор будут течь вверх в реакторе 100 на линии передачи, по существу, одновременно, так что нет плотного слоя тонкоизмельченного катализатора, имеющего верхний уровень скважины 70, как в показанном конкретном варианте реализации. На рис. 1 будет образовываться в нижней части реактора 100. При движении вверх через реактор 100 на линии передачи парообразный углеводородный газойль при температуре около 75 850-1000 преобразуется примерно в 30-50% по объему продуктов, кипящих ниже около 530 и кокс, который откладывается на тонкоизмельченном катализаторе. Количество образовавшегося кокса не должно превышать более примерно 5% 80 по массе от исходного углеводородного газойля. 41 45 95 15 41 44 42 100 41 30 10 41 105 30 44 41 10, 44 50 115 0.5-10 1050-1150 ' 31 50 41 12 ( 40 44 , 430 '121 50 51 430 ' 52 13 ( 10-20 / 3 , 100 70 1 100 100, 75 850-1000 30-50 % 530 5 % 80 . Полученная суспензия низкокипящих парообразных углеводородных продуктов и отработанный катализатор выводятся из верхней части реактора линии перекачки 100 через трубопровод 110, который 85 сообщается на другом конце с циклонным сепаратором 111. Парообразные углеводородные продукты и катализатор вводятся тангенциально в корпус 112 циклона. сепаратор 111 через впуск 113. Суспензия катализатора и масла закручивается в корпусе 112, чтобы обеспечить быстрое отделение мелкодисперсного катализатора от паров углеводородов, которые удаляются из верхней части корпуса 112 через центрально расположенную выпускную трубу 114. Частицы катализатора вытекают вниз из корпуса 112 по трубопроводу 115, откуда отделенный мелкоизмельченный катализатор подается в регенератор (не показан) для сжигания углеродистых отложений из отработанного катализатора 100. Впоследствии этот регенерированный катализатор повторно вводится в реактор 100 линии передачи. из регенератора через трубопровод 101 для контакта с дополнительным углеводородным газойлем 105. Парообразные углеводородные продукты, которые по существу освобождены от тонкоизмельченного катализатора в циклонном сепараторе 111, проходят оттуда через трубопровод 114 в теплообменник 120, где они проходят через внутреннюю часть 110 трубчатого змеевик нагрева и замачивания 121. 100 110 85 111 112 111 113 - 112 112 114 95 112 115 ( ) 100 100 101 105 111 114 120 110 121. Теплообменник 120 может, например, содержать печь, в которую жидкое или газообразное топливо вводится внутрь через линию 122, содержащую клапан 123, и в которой кислородсодержащий газ 115, такой как воздух, вводится внутрь нее через линию 124, содержащую клапан 125 Клапаны 123 и 125 на линиях 122 и 124 соответственно регулируются так, чтобы создавать внутри теплообменника 120 горючую смесь, которая сгорает для достижения нагрева, желаемого в настоящем изобретении. В этом случае продукты сгорания удаляются. из внутренней части теплообменника через выпускную трубу 126. Газообразные продукты сгорания 125, выходящие из теплообменника 120 через выпускную линию 126, могут быть выпущены непосредственно в атмосферу или могут быть сначала пропущены через другое теплообменное оборудование (не показано) для восстановления основная часть 130 может быть фракционирована на большее количество потоков продукта, если это желательно, путем оснащения ректификационной колонны 50 отводами бокового потока (не показаны). Фракционатор может представлять собой любое обычное устройство фракционирования для разделения углеводородов и, таким образом, может быть снабжен барботажными тарелками или струйными тарелками для увеличения фракционирования. эффективность. 120 , , 122 123 115 - 124 125 123 125 122 124, , 120 126 125 120 126 ( ) 130 50 ( ) - . При желании в устройство, показанное на рисунке 1, можно установить средство охлаждения, чтобы частично охладить пары из теплообменника перед тем, как пары будут введены в циклонный сепаратор 41. Таким образом, например, пары могут быть охлаждены примерно до 850-9000 . , 1 41 850-9000 . перед их введением в циклонный сепаратор 41. Однако в этом случае пары следует поддерживать в теплообменнике 30 при температуре около 1050-1150° в течение 0,5-10 секунд, чтобы получить дополнительную конверсию 5-20%. Этого можно легко достичь путем увеличения мощности змеевика 31 так, чтобы время пребывания паров в нагревателе 30 увеличивалось достаточно для достижения желаемого преобразования. Таким образом, легко увидеть, что существует множество форм 2 устройств, которые можно использовать. для осуществления способа настоящего изобретения. 41 , , 30 1050-1150 ' 0 5 -10 5-20 % 31 30 2 . Обращаясь теперь к фиг.2, ссылочный знак обозначает удлиненный сосуд, который приспособлен для проведения реакции конверсии углеводородов в присутствии тонкоизмельченного катализатора и который будет называться реактором линии передачи 100. Мелкодисперсный псевдоожиженный катализатор вводится в нижнюю часть реактор линии передачи 100 через трубопровод 101, содержащий клапан 102. Мелкоизмельченный катализатор в этом конкретном варианте осуществления настоящего изобретения имеет размер менее примерно 250 микрон в среднем диаметре, и обычно весь тонкоизмельченный катализатор будет иметь диапазон размеров примерно 20 микрон. -100 микрон Мелкоизмельченный катализатор, проходящий через трубопровод 101, обычно представляет собой горячий свежерегенерированный катализатор, полученный из регенератора (не показан), в котором углеродистые отложения сжигаются из отработанного катализатора, полученного в процессе настоящего изобретения, как будет описано ниже. описано подробно. 2, 100 100 101 102 250 20-100 101 ( ) . Углеводородный газойль, имеющий диапазон кипения 400-1050 , вводится в трубопровод 101 через трубопровод 103, содержащий клапан 104 для смешивания в нем с тонкоизмельченным катализатором. Этот углеводородный газойль может быть предварительно нагрет до температуры примерно 7000 с помощью теплообменников (не показаны) или с помощью печи предварительного нагрева (не показана). 400-1050 101 103 104 7000 ( ) ( ). Относительные количества катализатора и углеводородного газойля, вводимые в нижнюю часть реактора 100, регулируются с помощью клапанов 102 и 104 в трубопроводах 101 и 103 соответственно. Скорость введения смеси газойля и катализатора в реактор 100 транспортной линии регулируется так, чтобы поверхностная скорость восходящих паров углеводородов в нем будет составлять примерно 6-15 футов/сек, и так, что концентрация катализатора в реакторе линии передачи 100 будет составлять 768,107,768,107 их явного тепла. В альтернативном теплообменнике 120 могут использоваться горячие дымовые газы, имеющие температуру около 1050-1150' Ф. 100 102 104 101 103, 100 6-15 / 100 768,107 768,107 120 1050-1150 ' . которые производятся в регенераторе, который связан с реактором линии передачи 100. В этом случае горячие дымовые газы из регенератора будут вводиться через линию 123 и/или линию 124 и удаляться из внутренней части теплообменника 120 через выпускную линию. 126. 100 , 123 / 124 120 126. Диаметр и длина змеевика 121 выбираются так, чтобы парообразные углеводородные продукты, проходящие через змеевик 121, нагревались в нем до температуры около 1050-1150°, а предпочтительно до температуры около 1075-1125°. Необходимые размеры змеевика 121 будет зависеть, например, от коэффициентов теплопередачи и температуры теплоносителя. 121 121 1050-1150F - 1075-1125 121 , , . Также необходимо, чтобы полученные нагретые пары выдерживались в этом температурном диапазоне примерно 0,5-10 секунд перед фракционированием на желаемые фракции, как будет подробно описано ниже, чтобы дополнительно оставалось 5-20% исходного углеводородного газойля. преобразуется в продукты, кипящие при температуре ниже 430 . 0 5-10 5-20 % 430 . и очень небольшое количество кокса, содержание которого не превышает примерно 0,5% О по массе исходного углеводородного газойля. Следует ясно понимать, что все парообразные углеводородные продукты, образующиеся в реакторе 100, нагреваются до этой конкретной температуры. , а именно на 50-300 выше температуры, существующей в реакторе 100. Конкретная температура, до которой нагреваются пары углеводородов в теплообменнике 120, и время их пребывания в диапазоне температур около 1050-1-150 перед фракционированием, конечно, будут зависеть от свойств термического крекинга конкретного углеводородного газойля, введенного в систему. 0 5 % - 100 , 50-300 100 - 120 1050-1-150 . Нагретые парообразные углеводороды, подвергающиеся термическому крекингу, удаляются из змеевика 121 теплообменника 120 с помощью трубопровода 130, который на другом конце сообщается с фракционирующим аппаратом 131, в котором углеводородные продукты частично охлаждаются обратным холодильником и разделяются на по меньшей мере два потока продуктов. В этом варианте осуществления изобретения конвертированные углеводороды разделяются на фракцию, кипящую ниже примерно 4300 , которую отводят с головным погоном по трубопроводу 132, и кубовую фракцию, которую отводят по трубопроводу 133. Однако следует понимать, что дополнительный продукт потоки могут быть отведены путем установки в ректификаторе 131 отводов бокового потока (не показаны). Фракционатор 131, который имеет традиционную конструкцию, может быть снабжен барботажными тарелками или струйными тарелками, чтобы повысить эффективность его фракционирования. При желании термически крекированные пары из теплообменника 120 могут быть охлаждены или закалены ниже активной температуры крекинга, прежде чем они будут введены в ректификационную колонну 131 путем пропускания паров через теплообменники или закалочные башни (не показаны). Однако важно, чтобы пары перед этой стадией охлаждения или закалки поддерживаться в температурном диапазоне около 1050-1150° в течение 0,5-10 секунд, чтобы получить желаемую дополнительную конверсию. - 121 120 130 131 - - 4300 132 133 , 131 ( ) 131, , , , 120 131 ( ) , 1050-1150 0.5-10 70 . Следует понимать, что настоящее изобретение не ограничивается исключительно системами с псевдоожиженными твердыми частицами, такими как плотная жидкость типа , показанная на фиг. 1, и линейный реактор типа 75, показанный на фиг. 2. Таким образом, более конкретно, способ настоящего изобретения также идеально подходит для использования в системе, в которой катализатор поддерживается либо в виде неподвижного слоя, либо в виде движущегося слоя. В любом из этих двух последних типов систем настоящий процесс может быть осуществлен путем пропускания паров углеводородного газойля через слой катализатора в условиях крекинга при температуре (850–1000 °С) и давлении (0,50 фунтов на квадратный дюйм), таких, что около 30–50,0% углеводородного газойля будет преобразовано в продукты, кипящие ниже 4300 °, а небольшое количество кокса не превышающее более примерно 5% по массе исходного углеводородного газойля 90. Полученные в результате парообразные продукты реакции со стадии каталитического крекинга затем нагреваются примерно до 1050-1150 и выдерживаются в этом температурном диапазоне в течение примерно 0,5-10 секунд до перерабатывают дополнительно 5-20 % 95 исходного углеводородного газойля в продукты с температурой кипения ниже 430 и небольшое количество кокса, не превышающее 5 от массы исходного углеводородного газойля, после чего полученный дополнительно конвертированный углеводород 10 (парообразный продукты будут разделены на желаемые фракции продукта. Когда способ первой формы настоящего изобретения используется с неподвижным слоем катализатора или с движущимся слоем катализатора, настоящее изобретение будет несколько упрощено, поскольку не будет по существу никаких проблем, связанных с унос катализатора в парообразные углеводородные продукты, как это происходит в системах с псевдоожиженным слоем. Однако системы с псевдоожиженным слоем обычно 11 ( демонстрируют определенные преимущества перед системами с неподвижным и подвижным слоем, такие как лучшее использование тепла от регенератора и более простое управление. переменных процесса. 1 75 2 , 80 , ( 8501000 ) ( 0 50 ) 85 30-50,0 4300 5 % 90 1050-1150 0 5 -10 5-20 % 95 430 5 , 10 ( , 105 , 11 ( , . Следующий эксперимент был проведен I1i и изложен ниже для иллюстрации преимуществ, которые можно получить от способа первой формы изобретения по сравнению с традиционным процессом каталитического крекинга. Экспериментальные данные были 12 (получены из Установка периодического каталитического крекинга с псевдоожиженным слоем емкостью 68 грамм, в которой тяжелый газойль , который является типичным исходным сырьем для каталитического крекинга, подвергался каталитическому крекингу с использованием коммерческого кремнеземно-магнезиального катализатора, имеющего диапазон размеров 125 примерно от 44 до 147 микрон. газойль имел температуру кипения от около 400 до 10 500 и плотность около 230 . В целом, во время этого эксперимента 13 768 107 в нижней части реактора установки каталитического крекинга в Форма плотного псевдоожиженного слоя. Над этим плотным псевдоожиженным слоем находилась разбавленная фаза или паровое пространство, в котором концентрация катализатора составляла около 0,01 фунта/куб фута. 1 12 ( 68 , , - 125 44 147 400 10500 230 , - 13, 768,107 0 01 / . Эта разбавленная фаза была снабжена средством электрического нагрева, так что температура в разбавленной фазе могла поддерживаться на более высоком уровне, чем температура, существующая в плотном слое. Парообразные углеводородные продукты пропускались из установки крекинга через конденсатор с водяной рубашкой и собирались. в приемнике, помещенном в баню с сухим льдом и маслом. Конденсированные жидкие углеводородные продукты затем разрезали на небольшие партии для определения выхода продукта. - . В первой части этого эксперимента плотный слой и разбавленная фаза поддерживались при одной и той же температуре, а именно 9250°, и газойль Элк-Бейсина подвергался каталитическому крекингу 20 в условиях, изложенных в таблице ниже. После бензина и выходы углерода и конверсия были определены для этих рабочих условий, рабочие условия были изменены так, что во второй части эксперимента 25 плотный слой поддерживался при температуре около 9250 , а разбавленная фаза или паровое пространство над плотным слоем поддерживалась на уровне 11000 с использованием ранее упомянутых средств нагрева. Снова были определены выходы и конверсия углерода и бензина для этого второго набора рабочих условий. Следующие результаты были получены для (1) обычного метода каталитического крекинга и (2) каталитически-термического крекинга. Способ по заявляемому изобретению: Традиционный каталитический крекинг Температура плотного слоя катализатора, Температура парового пространства, ' (термическая) Время выдержки катализатора, мин Время пребывания масла в термической зоне, секунды Давление, фунты на квадратный дюйм (обе зоны) Конверсия, об. % сырья Углерод, мас. % сырья Бензин, мас. % сырья Отношение бензина к углероду Выход углерода при сопоставимых уровнях конверсии (45 %) Из экспериментальных данных следует отметить, что процент конверсии (процент газойлевого сырья, перерабатываемого в продукты) температура кипения ниже 430 и кокс), полученная с помощью способа настоящего изобретения, была существенно выше, чем конверсия, полученная с помощью обычного метода каталитического крекинга в сопоставимых рабочих условиях. Более конкретно, конверсия, полученная в соответствии с настоящим изобретением, была на 14% выше, чем у обычный метод каталитического крекинга для сопоставимых рабочих условий. Далее следует отметить, что это существенное увеличение конверсии было реализовано лишь при незначительном увеличении количества образующегося углерода. , , , 9250 , 20 , 25 9250 11000 30 ( 1) ( 2) - 35 : , , ' () , , , ( ) , % , % , % ( 45 %) ( 430 ) , 14 % . Это увеличение конверсии было частично отражено увеличением на 8% количества произведенного бензина. Таким образом, можно видеть, что отношение бензина к углероду для настоящего изобретения было существенно выше, чем в обычном процессе каталитического крекинга, а именно 8 7 по сравнению с 7 5. 8 % , -- , 8 7 7 5. Преимущество способа настоящего изобретения еще более ярко проявляется в последнем наборе цифр, представленных в приведенной выше таблице, где выходы углерода двух способов сравнивались при одном и том же уровне конверсии, а именно 45%. Таким образом, будет Следует отметить, что при том же уровне конверсии способ первой формы изобретения производит лишь примерно вдвое меньше углерода, чем обычный способ каталитического крекинга. , , 45 % , . 925 925 0 42.0 4.1 31 7.5 5.1 Комбинация каталитическая-термическая по настоящему изобретению 925 1100 2 Приблизительно одна сек. 925 925 0 42.0 4.1 31 7.5 5.1 - 925 1100 2 . 0 56.0 4.5 39 8.7 2.6 Такое существенное снижение содержания углерода является значительным, поскольку это означает, что при использовании настоящего процесса можно использовать регенератор катализатора, производительность которого составляет лишь примерно половину мощности, требуемой в обычном процессе каталитического крекинга. Таким образом, очевидно, что этот метод будет сделать возможной существенную экономию инвестиций, необходимых для участка регенерации системы каталитического крекинга. Однако следует понимать, что улучшенные результаты, продемонстрированные настоящим изобретением, могут быть реализованы либо в виде увеличения выхода бензина, либо в виде снижения выхода углерода. или как их комбинацию. 0 56.0 4.5 39 8.7 2.6 85 , , , , 95 . На фиг.3 показана одна форма устройства для осуществления модификации способа по настоящему изобретению. Эта модификация проиллюстрирована со ссылкой на использование мелкодисперсного катализатора, который проявляет свойства жидкости. Катализатор может представлять собой алюмосиликат или диоксид кремния. -магнезия, имеющая такой диапазон размеров частиц, что практически весь катализатор имеет размер около 10-100 микрон. Однако следует понимать 105, что настоящий процесс применим также к типам каталитических катализаторов с неподвижным и подвижным слоем. системы крекинга. На фиг.3 ссылочная позиция 210 обозначает реакционный сосуд для проведения части модифицированного способа настоящего изобретения, а ссылочная позиция 211 обозначает регенератор для сжигания углеродистых отложений на псевдоожиженном катализаторе с целью восстановления каталитический. 3 100 - -, 10-100 105 , , 3 210 11 , 211 . Активность катализатора Углеводородный газойль и свежерегенерированный катализатор первоначально контактируют в реакторе 212 линии передачи, в котором существует значительная турбулентность. Свежерегенерированный катализатор при температуре около 1000-1300° поступает в один конец реактора 212 через стояк 213. из регенератора 211, и углеводородный газойль поступает в тот же конец реактора 212 посредством трубопровода 214. Реактор 212, который в этом конкретном варианте осуществления настоящего изобретения наклонен вверх под углом, обеспечивает зону контактирования, в которой происходит начальная конверсия или осуществляется крекинг углеводородного газойля с получением низкокипящих компонентов. 212 1000-1300 ' 212 213 211 212 214 212, , . Температуру в реакторе 212 поддерживают примерно на уровне 850-1050 и предпочтительно на уровне примерно 900-1000 . Это достигается путем предварительного нагревания углеводородного газойля в достаточной степени, чтобы при объединении с горячим свежерегенерированным катализатором, выходящим из регенератора 211, полученные в результате масло и катализатор смесь находится при такой температуре. Скорость потока свежерегенерированного катализатора из регенератора 211 через стояк 213 контролируется клапаном 216, а псевдоожижение свежерегенерированного катализатора в стояке 213 поддерживается с помощью воздуха или пара, вводимых через линию 215. Длина и Диаметр реактора 212 достаточен для преобразования около 30% углеводородного газойля в бензин, другие низкокипящие компоненты и кокс без образования более чем около 5% кокса из углеводородного газойля. Объемная скорость парообразного углеводородного газойля в реакторе 212. предпочтительно составляет 10-100 мас./мас./час. 212 850-1050 900-1000 211, 211 213 216 213 215 212 30% , 5 % 212 10-100 //. (вес углеводородного сырья/вес катализатора/час), а давление в реакторе 212 предпочтительно составляет 15-50 фунтов на квадратный дюйм. Кроме того, приведенная скорость парообразных углеводородов в реакторе 212 предпочтительно составляет от 10 до 50 футов/сек, а Массовое соотношение катализатор/масло предпочтительно составляет около 5-30. ( / /) 212 15-50 , 212 10 50 ./ / 5-30. Частично конвертированные углеводороды и частично отработанный катализатор из реактора 212 выгружаются в зону разделения 217 резервуара 210. Реактор 212 тангенциально соединяется с резервуаром 210 так, чтобы оказывать центробежное воздействие на пары углеводородов и частично отработанный катализатор. Таким образом, частицы катализатора вытесняются центробежное воздействие на стенку сосуда 210 в зоне разделения 217. Кольцевая пластина 218, определяющая верхнюю границу зоны разделения 217, расположена горизонтально внутри сосуда 210 для облегчения отделения катализатора от парообразных углеводородов. Не более 20 % площади поперечного сечения сосуда 210 ограничен кольцевой пластиной 218. 212 217 210 212 210 210 217 218, 217, 210 20 % - 210 218. Назначение кольцевой пластины 218 состоит в том, чтобы предотвратить снос слоя катализатора на стенке резервуара 210 вверх поднимающимися парами углеводородов. Приведенная скорость паров углеводородов в зоне разделения 217 значительно ниже, чем в реакторе 212, и составляет около 0. Таким образом, в зоне разделения 217 частично преобразованные парообразные углеводороды отделяются от частично отработанного катализатора, при этом частично преобразованные парообразные углеводороды текут вверх в резервуар 210 через отверстие в кольцевой 70 пластине 218, а частично отработанный катализатор течет вверх. вниз вдоль стенки сосуда 210 в зоне отрыва 217 под действием силы тяжести. 218 210 217 212, 0 5 5 / 217, , 210 70 218 210 217 . Дальнейшая переработка этих частично конвертированных углеводородов будет подробно обсуждаться75. 75 . Частицы катализатора, текущие вниз из зоны разделения 217, попадают в секцию резервуара 210, поперечное сечение которой меньше, чем зона разделения 217, и которая работает 80 как зона отпарки 219. Катализатор в зоне отпарки 219 поддерживается в виде плотного турбулентного псевдоожиженного слоя. другой подходящий газ вводится в нижнюю часть зоны отпарки 219 по линиям 220, так что практически все углеводороды, которые увлекаются нисходящим катализатором, отгоняются из частично отработанного катализатора. Пар и отпаренные углеводородные пары от отпарки зона 219 поднимается вверх к сепаратору 90, зона 217. В зоне отпарки 219 предусмотрены перегородки 221 для повышения эффективности операции отпарки. Основная часть, а именно 50-95 %, частично отработанного катализатора из зоны отпарки 219 течет вниз 95 через стояк. 222 в стояк 223. Стояк 222 снабжен клапаном 226, который регулирует поток частично отработанного катализатора из резервуара 210 в стояк 223. Стояк 222 также снабжен линией 227, по которой 100 подается псевдоожижающий газ, например пар, для поддержания частично отработанного катализатора. в жидком состоянии. 217 210 - 217 80 219 219 219 220, 85 219 90 217 221 219 , , 50-95 %, 219 95 222 223 222 226 210 223