Способ разделения продуктов реакции парофазной дегидроциклодимеризации с @ -с @ -углеводородов

 

Изобретение касается производства углеводородов, в частности разделения продуктов реакции парофазной дегидроциклодимеризации C<SB POS="POST">3</SB>-C<SB POS="POST">4</SB>-Углеводородов в присутствии галийсодержащего катализатора на основе цеолита ZS M-5. Продукты реакции парофазной дегидроциклодимеризации подвергают частичной конденсации с последующим разделением в первой зоне парожидкостной сепарации на первый парофазный поток. Первый парофазный поток подвергают абсорбции обедненной поглотительной жидкостью в условиях, обеспечивающих поглощение бензола, с получением второго парофазного потока. Второй парофазный поток подвергают частичной конденсации с последующим разделением образовавшехся двухфазной смеси во второй зоне парожидкостной сепарации на третий парофазный поток. Давление третьего парофазного потока снижают в устройстве, генерирующем энергию, при условиях, обеспечивающих частичную конденсацию третьего парофазного потока с последующим разделением его в третьей зоне парожидкостной сепарации на четвертый парофазный поток. Второй и третий жидкостные потоки подают в отпарную колонну, в которой в условиях, обеспечивающих разделение углеводородов, получают суммарный верхний погонный поток, содержащий C<SB POS="POST">1</SB> - C<SB POS="POST">2</SB>-углеводороды и водород и суммарный кубовый продукт, содержащий исходные углеводороды и толуол, который в четвертой зоне парожидкостной сепарации в условиях, обеспечивающих разделение, делят на пятый парофазный поток, содержащий исходные углеводороды. 3 з.п. ф-лы.

СОЮЗ СОВЕТСНИХ

СОЦИАЛИСТИЧЕСНИХ

РЕСПУБЛИН

09) (И) Ь (L l "м"."ь 0 i) A 3

gT-„III;-;.",;;:;;-;-п,ЫИИ

Ер.БЕЗ Е:.A

ГОСУДАРСТВЕННЫЙ КОМИТЕТ

IlQ ИЗОБРЕТЕНИЯМ И ОТНРЫТИЯМ

ПРИ ГННТ CCCP

1 (21) 3960443/23-04 (22) 09.10.85 (31) 659794 (32) 11.10.84 (33) US (46) 15.11.89. Бюл IIl 42 (71) 10ОП Инк. (US). (72) Пол Клейтон Стиси (US) (53) 665.63 (088.8) (56) Патент СИА ))l 444988, кл. 585415, 1984

Патент США )1 4456779, кл. 585415, 1984.

Патент ФРГ Ф 2620854, кл. С 07 С 7/04, 1980.

Патент С1(1А У 4189689, кл. 585415, 1980. (54) СПОСОБ РАЗДЕЛЕНИЯ ПРОДУКТОВ .

РЕАКЦИИ ПАРОФАЗНОЙ ДЕГИДРОЦИКЛОДИИЕРИЗАЦИИ С з-С4-УГЛЕВОДОРОДОВ (57) Изобретение касается производства углеводородов, в частности разделения продуктов реакции парофазной дегидроцикподимеризации С -С -углеводородов в присутствии галийсодержащего катализатора на основе цеолита

ЕБ)1-5. В исходной смеси содержатся непрореагировавшие исходные углево-. дороды, водород, побочные метан и этан, бензал, толуол и С>-ароматические углеводороды. Процесс ведут в четырех зонах парожидкостной сепарации с выделением парофазных (In-ТУп) и жидкофазных (Тж-Т7ж) потоков с использованием абсорбера, отпарной и двух ректифихационных колонн, работающих в условиях, обеспечивающих разделение углеводородов. Сначала исходную смесь частично конденсирувт и сепарирувт с получением 1п(Нп, С("С -углеводороды и бензол) и Тж (C>(б)) 4 С 07 С 7/04, 7/09, 15/02 ) 2

С4-углеводороды, бензол, толуол, и

С -ароматические углеводороды). Затем из 1п адсорбируют обедненной поглотительной жидкостьв бензол с получением IIn (Н, С,-С -углеводороды и то луол) и обогащенной жидкости,(C -С бензол и толуол). После частичной конденсации ТТп сепарирувт с получением ТТТп (H и С -С+-углеводороды) и ТТж (С. -С4 и толуол). При этом целесообразно ТТп перед сепарацией охладить с помощью косвенного теплообмена с жидкостью, выводимой из нижней части отпарной колонны, Кроме того, давление ТТТп снижают в устройстве, генерирующем энергию при условиях, обеспечивающих частичную кон-. денсацию. После этой конденсации ТТТп сепарируют с получением IVn (Н, СН4) дфаав и ТТТж (С -С -углеводороды), Затем в отпарную колонну направляют ТТж и

ТТТж, причем последний подают вьппе точки подачи ТТж. В этой колонне получают суммарный верхний погон (СН, ®ь

4э

С Н и H ) который без или после Д смешивания с С -С -углеводородами Я подают на дегидроциклодимеризацию, фф и суммарный кубовый продукт (С -С углеводороды и толуол). Последний сепарируют на п (С -С4 -углеводороды), возвращаемый на дегидроциклодимериэацив, и ТЧж (толуол), которьп совместно с обогащенной поглотительной жидкостьп) и Тж направляют в 1-ю ректификационнув колонну. В ией выделяют суммарный верхний погон (С,-С (, 4 без Сб-углеводородов), направляемый в зону дегидроциклодимеризации совместно с частью -C -углевадоролан, другая часть которых используется для орошения. Суммарный к) 6QRhlH ир<.—

1523052 .,щкт (ароматические С -С®-углеводоро-, ды) из этой колонны нанравляют во

2-ю ректификационную колонну,. в ко- . торой выделяют суммарный верхний погон — бензол, выводимый в качестве целевого продукта, и кубовый продукт (ароматические С -углеводороды и тоИзобретение отыосится к способам разделения продуктов реакции парофазной дегидроциклодимеризации С>С -углеводородов.в присутствии галий.Ф содержащего катализатора на основе цеолита типа ЕЯМ-5.

Парофавный поток, выходящий из воны дегидроциклодимериэации, содер. жит непрореагировавшие исходные углеводороды, водород, побочные С -С,углеводороды, бензол, талуал.и С>ароматические углеводороды.

Цель изобретения — разработка эко номичнаго способа разделения продуктов реакции парофаэной дегидроциклоДимеризации С -С+ в присутствии галийсодержащего катализатора на основе цеалита типа ЕБМ-S, Способ согласна изобретению может быть .осуществлен по технологической ехеме, представленной на чертеже, Исходный жидкий сырьевой поток, представляющий собой смесь углеводородов, обогащенную пропаном и содержащую некоторое количество изобутана и нормального бутана, делят на две части одну из катарых как праВило

1 В большую, по линии 1 вводят в пра- 40 цесс дегидроцикладимеризации, Исходное сырье, поступающее по линии 1, смешивают с рецикловым продуктом, подаваемым по линим 2, и по линии

3 вводят в реактор 4 дегидроциклодимеризации. Реактор 4 дегидроциклодимеризации предпочтительно цредставля. ет собой многоступенчатый проточный реактор с подвижным слоем катализатора, имеющего диаметр 0,4-3,175 мм.

Катализатор содержит ет 0,1-5,0 мас. галлия, предпочтительно 1,0 мас., на цеолите типа ZSM-5.

Зона реакции дегидроциклодимериЪации работает предпочтительна при температурах в пределах 487-565 С и давлении до 6895 кПа, Вновь регенерированный катализатор па линии 5 поступает в верхнюю ч луол), часть которого выводят в качестве целевого продукта, а другую часть — на абсорбцию в качестве обедненной поглотительной жидкости, Эти условия обеспечивают хорошую экономич. ность процесса. 3 з.п. ф-лы, 1 ил., 3 табл.

\ часть реакционной зоны реактора 4 и проходит Вниз В пределах кругового объема. задержки, катализатора, Исполь.зованный катализатор выводят из нижней части реакционной зоны по линии

6 и транспортируют в соответствующее устройство регенерации катализатора. Загружаемый в реакционную зону па линии 3 поток предпочтительно делает несколько оборотов через различные секции каталитического спая при промежуточном нагреве для подведения.тепла для эндатермической реакции дегидроциклодимеризации. В случае использования потока с высоким содержанием алефинов реакция протекает экэотермически и требуются промежуточные холодильники. В результа- . те реакции образуется парообразный поток, выходящий иэ зоны реакции по линии 7 и содержащий .ароматические углеводороды, побочные.С„- и С— продукты реакции и водород, помимо . непрореагировавших пропана и бутанав, Выходящий из зоны реакции поток, проходящий по линии 7, частично конденсируется при прохождении через устройство 8 коевеннога теплаобмена.

Образующаяся смесь пара и жидкости проходит s первую зону 9 парожидкастной сепарации, где происходит разделение на первый парафазный поток, выводимый по линии 10, и первый жидкостный поток, выводимый по линии

11.

Первый парофазный поток, выводимый по линии 10, содержит водород, С вЂ” и С -побочные продукты, пропан, бутаны и бензол. Этот паровой поток подвергают сжатию в устройстве 12 и подают в нижнюю часть абсорбцианнай колонны 13. Предпочтительно давление, парафазнаго потока увеличивают до

448-2068 кПа и выше. Более предпочтительно давление парофазнаго потока

I увеличить да 2413-5761 кПа, при этом особенно предпочтительным является

3052 6

3с

5 152 давление свьппе 3103 .кПа, Пары, находящиеся под давлением, проходят противотоком относительно потока с обедненной поглотительной жидкостью„ вводимой в абсорбционную колонну ло линии 14. Практически весь бензол, содержащийся во вводимом парофазном потоке, извлекается и становится частью жидкостного потока, проходящего через абсорбер. В результате образуется второй парофазный поток, содержащий водород, С„-С -углеводороды, исходные углеводороды и толуол, выводимый по линии 15, и поток обогащенной поглотительной жидкооти, выводимый по линии 16. Второй парофазный поток по линии 15 проходит в зону 17 осушки.

В.зоне осушки происходит удаление воды, которая может вызвать замерзание в низкотемпературном технологическом оборудовании. Высушенный таКаМ образом второй парофазный поток по линии 18 подают в устройство 19 косвенного теплообмена, которое используют в качестве ребойлера отпарной колонны 20. Дополнительное охлаждение обеспечивают с помощью дополнительного устройства (не показано), Второй парофазный поток охлаждают таким образом и частично конденсируют до подачи во вторую зону 21 парожидкостной сепарации, Парообразные материалы, поступающие в зону 21 сепарации, отделяются и образуют третий парофазный поток, проходящий по линии 22, и второй жидкостный поток.

Давление парового потока снижают в энерготурбине 23, которая генерирует полезную механическую энергию для питания, например, электрического генератора. Поток, выходящий с турбины при более низких давлении и температуре, проходит по линии 24 в третий парожидкостный сепаратор 25, где его делят на четвертый парофазный поток и третий жидкостный поток.

Второи жидкостне1и поток, ВЫВОди

Мый из зоны 21 сепарации, поступает по линии 26 В отпарную колонну 20, Аналогично третий жидкостный поток, выводимый из сепаратора 25 по линии 27, поступает в отпарную колонну. Указанные жидкостные потоки содержат более тяжелые углевоцороды, поступающие в эту зону самоохлаждения. Поэтому второй жидкостный поток содержит толуол и исходные пропан н. бутаны. Третий жидкостный поток, выводимый по линии 27, содержит исходньй пропав. Оба жидкостных потока также содержат растворенные более легкие углеводороды и водород, Эти более легкие соединения извлекают иэ вводлмых жидкостей в отпарной колонне 20 и получают суммарный верхний паровой погон, выходящий по линии 28.

Этот суммарньпл верхний паровой погон содерхит водород и С„- и С<-углеводороды. Его смешивают с четвертым паровым потоком, проходящим па линии 29 и содержащим водород, метан, а также С -углеводороды, и получают поток топливного rasa выводимый иэ процесса по ликии 30. ° Работе

Отварной колонны проходит в таких условиях, которые регулируют содержание С --углеводородов в суммарном кубо Е

ВОм потоке, так как в. неко" îðûõ случаях может Оказаться необходимым рециркулировать С -углеводороды в зону реакции. Обычно С вЂ” и С -углеводороды не образуются из сырья, содержащего С -углеводороды, и поэтому присутствуют в суммарном- кубовом продукте В значительных количествах только В том случае,. если. содержатся в исходном сырье, t

Предпочтительно нагрев отпарной колонны Осуществлять с помощью тепла,образующегося:. эа счет потока кубовой жидкости, Выводчмогo IIQ линии

3l н проходящего через устройство

19 косвенного теглообмена. Остальную часть кубовой жидкости выводят по линии 32 в виде суммарного кубового потока, содержащего исходные углеводороды и толуол, который нагревают в устройстве 33 косвенного теплообмена. Затем этот поток поступает в четвертую зону 34 парожидкостной сепарации, работающую в условиях, которые способствуют испарению значительного количества пропана и любого из С -углеводородов в случае отбора их в кубовом продукте колонны 20. Этот испаряющийся материал в качестве пятого парофазного потока удаляют из зоны 34 сепарации по линии 35, сжимают в установке 36, а затем рециркулируют в зону реакции по линии 2. Четвертый жидкостный продукт, которьпл собирают в четвертой зоне сепарации, содержит преи;-цщественно толуол. Pro выводят по линии 37.

1523052

Поток обогащенной поглотнтельиой жидкости, содержащей бензол, выводимый по линии 16 из адсорбционной хо,s лонны 13 смешивают с первым жидкостЭ

5 ным потоком, проходящим rro линии 11.

Смесь этих двух потоков, подаваемая по линии 38 вместе с четвертым жидкостным потоком, проходящим по линии

37, поступает по линии 39 в первую ректифккацнонную колонну-дебутанизатор 40.

В первую ректификационйую колонну по линии 41 подают меньшую оставшу-; юся часть исходных углеводородов в . качестве орошения..

По линии 42 из первой ректификационной колонны выводят суммарный верхний погонный поток, содержащий исходные. углеводороды и практически не содержащий С -углеводородов. Этот поток смешивают с потоком, выводимым ..по линии 35 из,четвертой зоны 34 па. рожидкостной сепарации, и по линии 2 в,качестве рецикла подают на смеше- 25, ние с остальной частью исходных С—

С -углеводородов. Более гяжелые Суглеводороды, которые поступают в ко" лонну 40, концентрируются в первом .суммарном кубовом жидкостном потоке, который подают по линии 42 во вторую ректификационную колонну 43.

Таким образом Г. -углеводороды рецир 5 кулируют в зоне реакции и обеспечи-, вают прямое получение С -углеводородов. высокой степени чистоты. Углеводороды„-загружаемые во вторую ректи фикационную колонну, разделяются здесь на второй суммарный верхний погонный поток, выводимый но линии .44,@ и предпочтительно представляющий собой поток бензола высокой степени чистоты, который также содержит от- . носительно небольшое количество С -* углеводородов, образующихся в процессе переработки и поступающих в эту колонну, С -углеводорода, которые проходят по линии 42„ превращаются в более тяжелые продукты. Толуол, ксилолы и более тяжелые ароматические углеводороды из колонны 43 выводят в составе второго суммарного кубового продукта по линии 45. Второй суммарный кубовый продукт разделяют на поток целевого продукта, удаляемого по линии 46,,и рециркуляционный поток, по линии 14 поступающий в ад" сорбционную колонну 13 в виде потока обедненной поглотительиой жидкости.

Схема, представленная на чертеже, упрощена, так как на ней не похазаны некоторые теплообменники, системы технологического контроля, насосы и системы отбора верхних фракций ректи@икационных колонн и испарители и т.п.

Для простоты теплообмен, схема которого пеказана на чертеже, сведен к минимуму. Выбор средств теплообмена, используемыхдля достижения необходимой степени обогрева и охлаждения в различных точках схемы зависит от того, как они используются. Например„ в зависимости от конкретного расположения и условий осуществления данного процесса может оказаться желательным использовать теплообмен с паром, нагретым маслом илй технологическими .потоками из других технологических установок, не показанных на чертеже.

Пример, Теоретическая эксплуатация промышленной установки дегидроциклодимеризации, в которой используется технологический процесс, схема которого изображена на чертеже.

Приведенные в примере расчетные результаты являются достаточными для изображения реальной работы, так . как фактические потоки почти не отличаются .от расчетных благодаря отклонениям подачи или различным селективностям катализатора и т.п. Общий расход сырьевого потока, подаваемого в процесс, составляет 57253,3 кг/ч, Этот поток содержит 281,3 кг/ч С -уг-:..;. леводородов, 151,6 кг/ч С -непредельных .углеводородов, 27275 кг/ч С -углеводородов, 580,8 кг/ч i-С4 -нейредельных углеводородов, 14549,2 кг/ч

i-Са.-углеводородов„ 14158,7 кг/ч и-С -углеводородов и 256,7 кг/ч i-.Ñуглеводородов. 85 мас.% этого сырьевого потока вводят непосредственно в зону реакции. Второй поток аналогичного состава, но содержащий лишь

15 мас.% от общей загрузки, направляют в верхнюю часть первой ректификационной колонны-дебутанизатора, имеющей 15 ситообразных тарелок. Основной сырьевой поток совместно с потоком рецикла пропускают через реактор с получением вытекающего из реактора потока с общим расходом порядка

77818,2 кг/ч. Этот поток содержит

18204,4 кг/ч пропана, 1175,6 кг/ч бутанов, 5606,1 кг/ч бензола, 12343,9

152305 кг/ч толуола, 6381,3 кг/ч ксилолов и значительные количества водорода, метана и этака. Вытекающий из реактора поток содержит также некоторые количества этилена, пропилена, изобутилена, этилбензола и С„+-ароматических углеводородов. Вытекающий из ,реактора поток охлаждают до темперао туры около 40 С и пропускают в первую парожидкостную зону сепарации или сепаратор 9 низкого давления. Этот сепаратор работает при давлении около 448 кПа избыточных. Вытекающий из реактора поток поступает в сепара- 1 тор низкого давления в виде смешан-, ного фазного потока, который разделяют на первый жидкостной поток с расходом порядка 25437,1 кг/ч и первый парофазный поток, соответствующий расходу порядка 52381,2 кг/ч. При этих условиях в первом парофазном потоке содержится свыше 95" Aуглеводородов С и ниже, которые поступают в зону сепарации. Парофазный поток 25 содержит более тяжелые углеводороды, в том числе около 1208 кг/ч С -углеводородов, 1484 кг/ч бензола и около

968 кг/ч толуола, Первый парофазный поток, выходящий из сепаратора низкого давления, подвергают сжатию в двухступенчатой компрессорной установке 12, снабженной холодильником и барабаном для сепарации конденсата. В результате этого в нижнюю часть абсорбционной ко35 лонны 13 (абсорбера) вводят газовый о поток с температурой около 17 и давлением около 3599 кПа избыточных.

Этот газовый поток проходит снизУ 40 вверх через абсорбер противотоком по отношению к потоку десорбированНой поглотительной жидкости, которая поступает в верхнюю часть абсоро бера при температуре около 16 С при расходе 2736,5 кг/ч.

В результате указанной обработки газового потока происходит практическое удаление всего бензола из газового потока и некоторого количества

50 пропана и выделение толуола в газовый поток, Расход газового потока, выходящего из абсорбера, составляет

44528,8 кг/ч. Этот газовый поток охо лаждают с 17 С до температуры около

0,6 С путем косвенного теплообмена в ребойлере 19 отпарной колонны 20.

Далее его охлаждают путем косвенноо го теплообмена до температуры -29 С

10 и пропускают в холодный сепаратор высокого давления или во вторую паро" жидкостную зону 21 сепарации при давлении порядка 3344 кПа избыточных. Жидкость, собранную в холодном сепараторе высокого давления, выводят при расходе, равном 18243,8 кг/ч. Третий парофазный поток, отводимый из холодного сепаратора высокого давления в количестве 26295 кг/ч подают в расширительную турбину, где его давлвние снижаетсч до 414 кПа избыточных

Температура потока снижается до о температуры -81 С. Вытекающий из экс" пандера поток пропускают через парожидкостный сепаратор 25 и разделяют на третий жидкостный поток с расхо-! дом порядка 4574,7 кг/ч и четвертый парофазный поток, который выводят в систему топливного газа. Этот третий жидкостной поток совместно с жидкостным потоком, выведенным из холодного сепаратора 21 высокого давления, вводят в отпарную колонну 20, имеющую 15 ситчатых тарелок на разных уровнях, разделенных по меньшей иере двумя или более ректификациониыми тарелками. Расход чистого потока топливного газа составляет 30154,7 кг/ч. Верхний парофазный поток, выведенный из отпарной колоннылегких фракций, имеет о температуру -38 С и давление 414 кПа избыточных. Отпарная колонна работает при температуре кубовой жидкости., равной — 17 С. Верхний погонный поток отпарной колонны содержит около

1664 кг/ч метана, 4448 кг/ч этана и

1960 кг/ч пропана. Суииарный кубовый поток отпарной колонны также содержит этан, пропилеи, изобутан и нормальный бутан и толуол совместно с небольшими количествами С ;.ароматических углеводородов. Суммарный кубовый поток разделяют з четвертой зоне 34 парожидкостной сепарации, работающей при температуре около — 16 С и давлео нии 207 кПа избыточных. В результате сепарации получают .парофазный поток в количестве 10800,9 кг/ч, который возвращают в зону реакции, и жидкостный поток, который направляют в дебутанизатор в количестве 358?,5 кг/ч.

Количество верхнего погонного потока дебутанизатора равно

18344,1 кг/ч. Этот поток содержит около 10878 кг/ч пропана и 5137 кг/ч бутана. Он также содержит значитель1523052

12 ные количества этапа и метана и большие количества водорода, этилена, пропилена, изобутилвиа .и бвцзола, Верхний парофазный погонный поток дебутанизатора имеет температуру около 36 С и давление 862 кПа избыточных. Дебутанизатор эксплуатируют при температуре кубовой жипкости, равной okosto 2I4 C. Расход суммарного 10 кубового потока дебутанизатора состав ляет 28927,5 кг/ч, Этот поток содер-- жит около 5522 кг/ч .бензола, 13908 кг/ч толуола и 2613 кг/ч С вЂ . ароматических углеводородов, при этом осталь15 ное в этом потоке составляет Сд-ароматические углеводороды.

Этот поток разделяют во второй ректификационной колонне (бензольной колонне) иа бензол высокой чистоты, 20 отбираемый в качестве погонного пото ка в количестве 5582,1 кг/ч. Осталь,. ные углеводороды, поступающие в бензольную колонну, разделяют на поток обедненной поглотительной жидкости и, суммарный поток С +-ароматических

Ч углеводородов, расход которого составляет 21462,9 кг/ч. Рабочие условия по основным анпара- там на приведенной схеме и готокам, не указанные в примере, приведены в табл.1.

В табл.2 представлен материальный баланс процесса по исходному сырью и целевым продуктам. !

В табл.3 приведены расходы основ1 ных технологических потоков по схеме на чертеже.

Формула изобретения

1, Способ разделения продуктов реакции пар офаз ной дегидроциклодимеризации С -С4.-углеводородов в присутствии 15 галийсодержащего i катализатора на основе цеолита типа ЕЯМ-5, содержащих непрореагировавшие исходные углеводороды, водород,.побочные С -С -углеводороды, бензол, толуол и С>-аромати- ; ческие углеводороды, о т л и ч а ю— шийся тем, что продукты реакции парофазной дегидроциклодимеризации подвергают частичной конденсации с последующим разделением в первой зоне парожидкостной. сепарации на первый парофазный поток, содержащий водород, С -С -углеводороды, исходные углеводороды и бензол, и первый жидкостный поток, содержащий исходные углеводороды, бензол, толуол и Сз-ароматические углеводороды, первый парофазный поток подвергают абсорбции обедненной поглотительной жидкостью в условиях, обеспечивающих поглощение бензола, с по-. лучением второго парофазного потока, содержащего водород, С -С -углеводороды, исходные углеводороды, толуол, и потока обогащенной поглотительной жидкости, содержащего исходные углеводороды, бензол и толуол, второй парофазный поток подвергают частичной конденсации с последующим разделением образовавшейся двухфазной смеси во второй зоне парожидкостной сепарации на третий .парофазный поток, содержащий водород, С -C@-углеводороды и.исходные углеводороды, и второй жидкостный поток, содержащий исходные углеводороды и толуол, давление третьего парофазного потока снижают в устройстве, генерирующем энергию при условиях, обеспечивающих частичную конденсацию

-третьего парофазного потока,с последующим разделением его в третьей зоне парожидкостной сепарации на четВЕртый парофазный поток, содержащий водород и.метан, и третий жидкостный поток, содержащий С -углеводороды и исходные углеводороды, Второй и третий жидкостные потоки подают в отпарную колонну, в которой в условиях, обеспечивающих разделение углеводородов, получают суммарный верхний погонный поток, содержащий С -С -углеводороды и водород и суммарный кубовый продукт, содержащий исходные углеводороды и толуол, который в четвертой зоне парожидкостной сепарации в условиях, обеспечивающих разделение, делят на пятый парофазный поток„ содержащий исходные углеводороды, подаваемый в зону реакции дегидроцикло-мериэации, и четвертый жидкостный поток, содержащий толуол, подаваемый совместно с потоком обогащенной поглотительной жидкости и первым жидкостным продуктом в первую ректификационную колонну, в которую в качестве орошения подают часть исходных С -С углеводородов и которая работает в условиях, обеспечивающих разделение подаваемых углеводородов на первый суммарный верхний погонный поток, содержащий исходные углеводороды и практически не содержащий С6-углеводородов, направляемый в зону реакции де1523052

Таблица

Рабочие условия

Темпе- Давление ратура, кПа (изС быточное) Аппарат или поток

517

448

3599

3344

414

498

40 ! 7

-29

-81

-22

-16

414

207 бо2I4

861

152 83

Таблица2

Получено

Взято, кг/ч

С -ароматические продукты (поток

Суммар ный топливный газ (поток 30) Верхний погон бензольной коКомпоненты

46) лонны (поток 44) 1577,1

13898,4

585,9 !

0702,9

193,0

3068, 2

l,8

9,0

8,7

Водород

Метан

Этилен

Этан

Пропилеи

Пропан

Изобутилен

Изобутан

Бутан

Изопентаны

Бензол

Толуол

Этилбензол

281,3

151,6

27275„0

580,8

14549,2

14158,7

256,7

0,3

1,3

2,6

5521,8

2,1

12339,8

523,4 гидроциклодимеризации совместно с остальной частью исходных С -С -угле3 . Ф водородов, и первый суммарный кубовый продукт, содержащий С -C>-apo" матические углеводороды, который во второй ректификационной колонне разде- . ляют на второй суммарный верхний погонный поток, содержащий бензол, выводимый в качестве целевого продукта, и второй суммарный кубовый поток, содержащий толуол и С -ароматические углеводороды и практически не содержащий бензола часть которого выводят в качестве целевого продукта, другую часть второго суммарного кубового продукта подают в зону абсорбции в качестве обедненной поглотительной жидкости

2. Способ по п.l о т л и ч а ю—

:шийся тем, что, второй парофазный поток перед подачей его во . вторую зону парожидкостной сепарации охлаждают путем косвенного теплообмена с жидкостью, выводимой из. нижней 25 . части отпарной колонны.

3. Способ го п.1, о т л и ч а ющ-и и с я тем, что третий жидкостный поток подают в отпарную колонну выше точки подачи второго жидкостноI го потока в отпарную колонну.

4. Способ по п.l, о т л и ч а юшийся тем, что первый суммарный

I верхний погонный поток перед подачей в зону дегидроциклодимеризации смешивают с остальной частью исходных

С -Са-углеводородов. а

Поток, вытекающий из реактора

Сепаратор 9

Сепаратор 13

Сепаратор 21

Сепаратор 25 .

Отгонная колонна (температура на и тающей тарелке)

Сепаратор 34

Ректийикационная колонна 40 (температура в ку вой части)

РектиЬикационная колонна 43 (бензольная колонна) Продолжение табл.2

Взято, кг/ч

Получено

Суммарный топливный газ (поток 30) Компоненты

С -apoMavHческие продукты (поток

46) Верхний погон бензольной колонны (поток 44) и-Ксилол и"Ксилол о-Ксилол .

С +-ароматичесф кие углеводороды

Общий расход, кг/ч

Мол,масса, кг/кг моль м /день

Удельный sec, г/см1555,2

3316,6

1509,5

2218,4

57253,3 - 30154,7

21462,9

5528,1

78,!

150

50,2 14,0

2250 1223 10

100,5

581

0,890

0,8823

0,5378 .

Таблиц а 3

Расходы потоков. {кг/ч) Первый сырьевой поток

Второй сырьевой поток

Верхний погон дебутанизатоРецикл сырья

Объединенное питание

Поток, выходящий из реактоПарофазный поток первой се(2) Компоненты реактора (3) ра {7) парации ра (42) 42,2

22,7

87,1

4091,3

2182,4

2128,8

38,5

239, 1

128,9

493,7

23183,7

12366,8

12034,9

218,2

2318,4 5,4

48655,3 8588.0 18344,! 29145,0 778!0,3

77818,2

Водород

Метан

Этилен

Этан

Пропилеи

Изобутилен

Пропан

Изобутан н-Бутан

Изопентаны

Бензол

Толуол

Зтиленбензол

Р-Х и-ксилол м-Ксилол о-Ксилол

С -аромати б ческие углеводороды

Общий расход, кг/ч

4,1

309,4

44,6

1337,9

30,9, l

191,9

10878 в0

24!9,!

2718,2

47,8

84,0

4 1, 309,4

64,1

3028, 5

691,5

225,!

19227,5

2567,8

2894,0

49,0

84,0

4,1

309:,4

64,1

3267,6

820,4

718,8

42411,2 !

4934,6

14298,9

267,2

84,0!

681,2 !

4207,5

660,0

13689,0

874,3

140,0

18204,4

395, 4

780, 2

13,1.

5606,1

12343,9

523,4

1555,2

3316,6 !

509,5

1680,8

14180,9

655,8

13573,0

850,8

129,0

17662,2

368,8

710,4

10,5

1484,5

968,3

9,6

25,5

50,!

15,9

l523O52

Продолжение табл,3

Жидкостный поток первой сепарации

ОбогаДесорбированная обедненная .пог ло титель ная жидкость

Отходящие газы адсорбера

Парофазовый поток второй зоны .парожидкостной сепарации щенная поглотиКомпоненты тельная жид» кость (15 и

I 8) (16 ) 1 22 и 24) (14) 1656,3

12382,3

430, б

7644, 1

215, 7

7,1

3901,6

27,9

29,0

1565,9

66,4

197,4

420,8

18I,6

2313,0 294,4 - 294,4

52381,2 25437,1 10578,5

2736,5 44538,8

Продолжение табл.З

eau

Парофа з ный поток третьей зоны сенарации .(29) Поток второй эоны сепарации (26) Кубовый остаток

Жидкост поток т ей .эоны и& р&ции (27) рофазиый ток чет" ртой серащмя (35) Погонный поток отtoaHaN колонны отгоино колонны (32) (28 ) 0,6

147,9

42,0

1389,5

141,1

6,6

2792,8

26,1

27,7

О

19,5.

1690,6 .

382,4

33,?

8349,5

148,7

175,8

l,2

21,4

1664,1

207,3

4448,!

118,4

1,5

1959,8

7,1

7,4

16655,7

12234,4

338,6

6254,6

74,6

0,5

1108,8

1,8

l,3

0,4

Водород

Иетаи

Зтилен

Этан

Пронилен

Изобутилен

Пропан

Изобутан н-Бутан

Иэопентачы

Бензол

Толуол . Этиленбензол

Р-Х п-ксилол и-Ксилол о-Ксилол

С -аромати««1 Ф ческие углеводороды

Общий расход, кг/ч

Водород

Иетаи

Этилен Этан

Пропилеи

Изобутилен

Пропан

Изобутаи н-Бутан

ИзЬпентаиы

Бензол

Толуол

Этиленбенэол р-X -Kc o м-Ксилол о-Ксилол

С -ароматиэб ческие угле0,2

26,6

4,2

116,0

24,3

1l,0

542,2

26,6

69,8

2,6

4121,6

11 375,6

513,8

1529,7

3266,5

1492,6

3,7.

282,4

39„4

1053,"

153,3

54, 7. . 3488,0

134,2

337,4

8,2

1484,5

2310,2

72,2

212,8

450,7 .

199,8

20,8

1526, 2

185,8

4875,6

481,8

67,2

10272,6

206,7

344,0.

2,3

223,8

3,8

10,!

20,2 . 7,7

1677, I

13898,5

616, 4.

12519,7

697,5

74,3

14174,2

234,6

373,0

2,3

224,0

3,8

10,1

20,2

7 7

0

20,5 !

817,0 ,504,5, 72,3

l!105,6

225,7

364,3

2,3

224,0

3,8

10,1

20,2

7,7

1523052 рофааиый . ток чет» ртой се рации (35) Жидкостный ток трет воны се рации .(27) Погонный оток от онной .. опонны эный тратьны сеубовый остат тгон олон (32 ток орой ны се рации

26) (28) водороды

Общий расход, кг/ч :21720

5,4.

5,4

18243,8 8435,1 14383,4 10800 9

4574,7

Питание

1общее) дебутанизатора (39) Компоненты

Кубовый остаток дебутанизатора

Жидкостный поток четвертой сепарации

ЧастичКубовый остаток бензольной колонны ное питание дебутанизатора (42) (45 ) (37) 38) 0,3

1,3

2,6

5521,8

13907,8

589,8

1752,.6

3737, 4

1701, 1

13905,7

589,8

1752,6

3737,4

1701,!

2607„4 2612,8 2612,8

2612,8

24299,4,5,4

3582,5 36017,1 39599,6 29827,5

Водород

Метан

Этилен

Этан

Пропилен

Изобутилен

Пропан

Изобутан н-Бутан

Изопентаны

Бензол

Толуол

Этиленбензол

Р-Х и-ксилол м-Ксилол о-Ксилол

0 .-аромати 9 ческие углеводороды

Общий расход, кг/ч

;0

}1,O, 126.,4

; 122,!.

; 39i1

: 2756, l

1 77,0 188,5 l,1 224,0 ,3,8

1 10,1

26,2 }

} 7,7

4,1

30934

43,6.

1169,3

177,6

65,7

4030,2

160,8

407,2

10,8

5606,1

13&85,8

586,0

1742,7 71 792

1693,4

4,1

309,4

44,6

1295,7

299,7

104,7

6786,3

237,8

595,7

11,9

5606,!

13909,8

1589,0

1752,6

3737,,4

1701,1.20

Ь

Продолжение,табл. 3

Продолжение табл . 3, 1523052

Составитель Г. Гуляева

Техред Л.Сердюкова

Редактор А. Огар

Корректор О. Кравцова

Заказ 6984/59 Тираж 352 Подписное

ЦНИИПИ Государственного комитета по изобретениям и открытиям при ГКНТ СССР

113035, Москва, Ж-35, Раушская наб., д. 4/5

Производственно-издательский комбинат "Патент", г, Ужгород, ул. Гагарина, 1О1