Установка и способ получения высокооктановых бензиновых фракций и ароматических углеводородов (варианты)

 

Изобретение относится к комплексным устройствам и к способам каталитического получения высокооктановых бензиновых фракций и ароматических углеводородов С₆ - С₁₀. Установка содержит устройства для обеспечения теплом процессов тепломассопереноса и химических реакций, сепарирующую и емкостную аппаратуру и один или несколько каталитических реакторов кожухотрубчатого типа. При загрузке катализатора в трубное или межтрубное пространство реактора целевые продукты получают из органического сырья на основе углеводородов и/или кислородсодержащих соединений путем подачи сырья или его фракции первоначально в пространство без катализатора, а затем в пространство с катализатором, где подвергают контактированию с последним при повышенных температурах с последующим разделением продуктов реакции, регенерирующий газ на стадии регенерации катализатора подают в реактор или первоначально в пространство без катализатора, затем в пространство с загруженным катализатором или одновременно в трубное и межтрубное пространства. При загрузке катализатора в межтрубное и трубное пространства в одном из указанных пространств осуществляют стадию контактирования углеводородного сырья или его фракции с катализатором, а в другом пространстве осуществляют стадию регенерации катализатора с последующим одновременным чередованием указанных стадий в трубном и межтрубном пространстве. 3 с. п. ф-лы, 5 ил.

Изобретение относится к комплексным устройствам для производства высокооктановых бензиновых фракций и/или ароматических углеводородов и к способам получения высокооктановых бензиновых фракций и/или ароматических углеводородов С₆ С₁₀ путем каталитической переработки органического сырья на основе углеводородов, кислородсодержащих органических соединений или их смесей.

Известен способ и установка получения высокооктановых бензинов из газового конденсата [1] Согласно данному способу высокооктановые бензины получают путем ректификации прямогонной бензиновой фракции газового конденсата с выделением фракции НК-62^oС и фр.>62^oС, с последующим контактированием фракции >62^oС с катализатором, разделением продуктов реакции путем их сепарации и ректификации, и компаундированием фракции НК-62^oC с бензином цеоформинга.

Установка, применяемая для осуществления способа [1] содержит печь для нагрева и испарения сырья, адиабатические реакторы, ректификационные колонны для фракционирования сырья и продуктов реакции, технологически обвязанные с ними конденсаторы, сепараторы, пароподогреватели и теплообменники. Узлы фракционирования сырья и продуктов реакции работают в непрерывном режиме, а реакторы по циклической схеме в режиме "реакция-регенерация" (т.е. один реактор работает в режиме производства бензина, а другой в режиме регенерации катализатора) с чередованием режимов работы. Продуктами установки являются неэтилированный высокооктановый бензин, углеводородные газы и остаточная фракция (фр.>185^oС).

Известны способ и установка для повышения октанового числа бензиновых фракций [2] Согласно данному способу высокооктановые бензины получают путем ректификации прямогонной бензиновой фракции газового конденсата с выделением фракции НК-62^oС и фр.>62^oС, с последующим контактированием фракции >62^oС с катализатором цеоформинга и подачей продуктов реакции и фракции НК-62^oС в ректификационную колонну для разделения продуктов реакции высокооктанового бензина, углеводородных газов и остаточной (>185^oС) фракция.

Применяемая для реализации способа [2] установка содержит печь для нагрева сырья, адиабатические реакторы для осуществления химического превращения сырья, две ректификационные колонны для стабилизации исходного сырья и целевого продукта, и технологически обвязанные с ними теплообменники, холодильники, конденсаторы и сепараторы. Узлы фракционирования сырья и продуктов реакции работают в непрерывном режиме, а реакторы в режиме "реакция-регенерация".

Общими недостатками установок и способов [1,2] являются: сложность регулирования температурных режимов работы катализатора на стадии производства бензина (падение температуры по слою катализатора, вызываемое эндотермическим эффектом реакции) и на стадии регенерации катализатора (необходим съем тепла для предотвращения роста температуры, возникающего вследствие высокого экзотермического эффекта реакции горения кокса), что обусловлено применением адиабатических реакторов (т.е. аппаратов пустотелого типа без дополнительного подвода или съема тепла); ограничение по сырьевой базе (переработка углеводородов, выкипающих только в области температур кипения бензина).

Наиболее близкими по своей технической сущности являются установка и способ получения бензина из углеводородного сырья [3] Согласно прототипа установка содержит технологически обвязанные: две ректификационные колонны; воздушные конденсаторы; емкости-сепараторы; теплообменники и два реакторно-тепловых блока. Каждый реакторно-тепловой блок (РТБ) представляет собой циркуляционный газоход, содержащий дымосос, теплогенератор, перегреватель сырья, каталитический трубчатый реактор, испаритель, два подогревателя кубовых продуктов ректификационных колонн и подогреватель сырья.

Установка прототипа работает следующим образом. Углеводородное сырье подают в первую (сырьевую) ректификационную колонну где из него выделяют растворенные газы. Стабилизированное сырье из сырьевой колонны подают в реакторно-тепловой блок, где в реакторной секции его подвергают химическому превращению. Продукты реакции охлаждают и разделяют первоначально в сепараторе, а затем во второй (продуктовой) ректификационной колонне с выделением бензина, углеводородных газов и остаточной фракции.

По прототипу способ получения высокооктанового бензин включает стадию контактирования углеводородного сырья или его фракции с катализатором при повышенных температурах с последующим разделением продуктов реакции и стадию окислительной регенерации катализатора.

Согласно прототипу высокооктановый бензин получают следующим образом. Углеводородное сырье газовый конденсат нагревают в подогревателе РТБ и подают в сырьевую ректификационную колонну. Подвод тепла в сырьевую колонну осуществляют за счет циркуляции через подогреватели РТБ части кубового продукта колонны. Верхом сырьевой колонны отбирают дистиллят, который охлаждают и конденсируют в воздушном конденсаторе и направляют в емкость-сепаратор. Из сепаратора выделившиеся углеводородные газы отводят с установки, а дистиллят частично направляют на орошение колонны, а часть на каталитическую переработку в один из реакторно-тепловых блоков (при этом другой РТБ работает в режиме регенерации). В РТБ сырье процесса поступает последовательно через испаритель и перегреватель в трубчатый реактор, где контактирует с цеолитсодержащим катализатором при повышенных температурах и избыточном давлении (температура 380^oС, давление 1,0 1,2 МПа, скорость подачи сырья 2 ч^-1). После реактора продукты реакции охлаждают в теплообменнике, конденсируют в воздушном конденсаторе и направляют в емкость-сепаратор. Углеводородные газы из сепаратора отводят с установки, а жидкую фракцию направляют через теплообменник в продуктовую ректификационную колонну. Подвод тепла в продуктовую колонну осуществляют за счет циркуляции через подогреватели РТБ части кубового продукта колонны. Верхом колонны отбирают пары бензина, которые охлаждают и конденсируют в воздушном конденсаторе и направляют в емкость-сепаратор. Выделившиеся углеводородные газы из сепаратора отводят с установки, а бензин частично направляют на орошение колонны, а балансовую часть отводят в товарный парк в качестве продукта.

Во время работы одного из РТБ в режиме "реакция" получение бензина, другой РТБ работает в режиме регенерации катализатора. Регенерацию катализатора проводят путем отжига коксовых отложений регенерирующим газом (газ с определенным содержанием кислорода или воздух). Регенерирующий газ подают в РТБ последовательно через испаритель и перегреватель в реактор, где осуществляют выжиг кокса, а затем сбрасывают в атмосферу или дожигают на факеле.

Процессы нагрева и испарения, процессы ректификации, поддержание режимной температуры реакции в слое катализатора обеспечиваются теплом от газового теплоносителя, циркулирующего по газоходам реакторно-тепловых блоков. Теплоноситель готовят путем смешения отработавшего теплоносителя с дымовыми газами, полученными при сжигании в теплогенераторе углеводородного газа. В каждом РТБ после теплогенератора горячий, с температурой 550 600^oС, теплоноситель последовательно проходит межтрубные пространства перегревателя, каталитического реактора, испарителя и подогревателей кубовых продуктов колонн, где отдает тепло и охлаждается за счет нагрева соответствующих потоков. Часть охлажденного теплоносителя подают дымососом в теплогенератор для приготовления горячего теплоносителя с необходимой температурой, а избыточное количество сбрасывают.

Основными недостатками установки и способа по прототипу являются: сложная конструкция реакторно-теплового блока; циклическая работа реакторов; применение на установке реакторно-тепловых блоков описанной конструкции, что приводит к усложнению регулирования технологических параметров работы отдельных аппаратов установки. Последнее обусловлено тем, что при изменении температурного режима работы реакторной секции РТБ путем изменения температуры или количества газообразного теплоносителя автоматически происходит изменение режима работ подогревателей, связанных с ректификационными колоннами и как следствие изменение температурных режимов работы колонн; сложность регулирования температурных режимов работы катализатора на стадии регенерации, связанная с тем, что при выжиге кокса с катализатора для предотвращения роста температуры (тепловой эффект реакции горения кокса 40 МДж/кг) необходим отвод выделяющего тепла холодным теплоносителем; по прототипу температура теплоносителя составляет 500 600 ^o С, что не обеспечивает достаточного съема тепла и вызывает рост температуры и перегрев катализатора. Последнее приводит к термической дезактивации катализатора, за счет чего на стадии контактирования сырья с катализатором снижается октановое число получаемого бензина; ограниченный ассортимент перерабатываемого сырья.

Задачей, решаемой предлагаемым изобретением, является упрощение регулирования и обеспечение более стабильных температурных режимов работы отдельных аппаратов установки и режимов работы катализатора в реакторе.

Поставленная задача достигается тем, что установка получения высокооктановых бензиновых фракций и/или ароматических углеводородов содержит технологически обвязанные ректификационные колонны, устройства для обеспечения теплом процессов тепло-массопереноса и химических реакций (печи, теплогенераторы, кипятильники, теплообменники, конденсаторы, холодильники и т.п.), сепарирующую, емкостную, запорно-регулирующую аппаратуру, насосное и компрессорное оборудование и один или несколько каталитических реакторов кожухотрубчатого типа, содержащих катализатор в трубном и/или межтрубном пространстве реактора.

Поставленная задача достигается также следующими двумя вариантами способа: высокооктановые бензиновые фракции и/или ароматические углеводороды С₆ C₁₀ получают из углеводородного сырья путем подачи сырья или его фракции в кожухотрубчатый реактор, межтрубное и трубное пространство которого загружено катализатором, где в одном из указанных пространств его подвергают контактированию при повышенных температурах с катализатором с последующим разделением продуктов контактирования, а в другом пространстве реактора осуществляют стадию регенерации катализатора путем подачи в него регенерирующего газа; чередование указанных стадий в трубном и межтрубном пространстве осуществляют одновременно; высокооктановые бензиновые фракции и/или углеводороды С₆ - С₁₀ получают из органического сырья на основе углеводородов и/или кислородсодержащих соединений путем подачи сырья или его фракции в кожухотрубчатый реактор, трубное или межтрубное пространство которого загружено катализатором, первоначально в пространство без катализатора, а затем в пространство без катализатора, а затем в пространство с загруженным катализатором где подвергают контактированию с последним при повышенных температурах с последующим разделением продуктов контактирования; регенерирующий газ на стадии регенерации катализатора подают в реактор первоначально в пространство без катализатора, а затем в пространство с загруженным катализатором или подают одновременно в трубное и межтрубное пространства реактора.

Существенными отличительными признаками предлагаемого изобретения являются:
каталитический реактор кожухотрубчатого типа;
катализатор загружен в трубное и/или межтрубное пространство реактора;
при загрузке катализатора в трубное или межтрубное пространство реактора стадию контактирования осуществляют путем подачи в реактор сырья или его фракции первоначально в пространство без катализатора, а затем в пространство с загруженным катализатором, а стадию регенерации катализатора - путем подачи в реактор регенерирующего газа первоначально в пространство без катализатора, а затем в пространство с загруженным катализатором или подачей регенерирующего газа одновременно в трубное и межтрубное пространства реактора;
при загрузке катализатора в трубное и межтрубное пространства реактора стадию контактирования ("реакция") осуществляют путем подачи сырья или его фракции в одно пространство реактора, а стадию регенерации катализатора - путем подачи регенерирующего газа в другое пространство с последующим одновременным чередованием указанных стадий.

Объединение технических решений связано с тем, что они решают одну задачу упрощение регулирования и обеспечение более стабильных температурных режимов работы отдельных аппаратов установки и режимов работы катализатора в реакторе и не могут быть объединены одним обобщающим признаком.

Обеспечение установки кожухотрубчатым реактором позволяет упростить регулирование температурных режимов работы отдельных аппаратов установки (т.к. системы подвода тепла в ректификационные колонны не связаны с системой регулирования температурного режима работы реакторов), а также в целом облегчить процессы переноса тепла в системе "трубное межтрубное пространство реактора", что обеспечивает более лучшие и стабильные температурные режимы работы катализатора.

Загрузка катализатора в трубное или межтрубное пространство реактора и подача потока реагирующего вещества (сырье или его фракция, регенерирующий газ) первоначально в пространство без катализатора, а затем в пространство с загруженным катализатором позволяет обеспечить более лучшие температурные режимы работы катализатора за счет компенсации тепловых эффектов реакций путем подвода или отвода тепла потоком реагирующего вещества, проходящего через незагруженное катализатором пространство реактора. Так, например, при экзотермических реакциях получения ароматических углеводородов из олефинсодержащих газов или стадии регенерации катализатора, при загрузке катализатора в трубное пространство реактора нагретое сырье (или регенерирующий газ) подают в межтрубное пространство реактора, где оно догревается до определенной температуры за счет тепла экзотермических химических реакций, протекающих на катализаторе в трубном пространстве. Перегретое сырье из межтрубного пространства реактора подают в трубное пространство, загруженное катализатором. Выделяющееся тепло химических реакций снимается более холодным сырьем (или регенерирующим газом) проходящим через межтрубное пространство реактора, что предотвращает адиабатический разогрев (рост температуры) катализатора. В другом случае при получении бензиновых фракций из парафино-нафтенового сырья (эндотермический тепловой эффект реакции), при загрузке катализатора, например, в межтрубное пространство, перегретое сырье подают в трубное пространство реактора, где оно охлаждается за счет отвода (переноса) тепла в межтрубное пространство. Частично охладившееся в трубном пространстве реактора сырье подают в загруженное катализатором межтрубное пространство. Поддержание температуры процесса в межтрубном пространстве (т.е. предотвращение падения температуры вследствие протекания эндотермических химических реакций) происходит в результате подвода тепла перегретым сырьем, проходящим по трубному пространству реактора.

Загрузка катализатора в трубное и межтрубное пространства и подача сырья или его фракции в одно пространство реактора ("реакция") и подача регенерирующего газа в другое пространство ("регенерация") позволяет в целом обеспечить непрерывную работу реактора не переключая его полностью с режима "реакция" на режим "регенерация", а только чередуя указанные стадии в трубном и межтрубном пространствах реактора. Одновременная работа реактора в разных стадиях "реакция-регенерация" обеспечивает более лучшие и стабильные температурные режимы работы катализатора за счет различия в тепловых эффектах реакций, протекающих на стадии производства бензина и ароматических (эндотермический тепловой эффект реакции) и на стадии регенерации катализатора (экзотермический тепловой эффект реакции). Выделяющееся на стадии регенерации тепло в одном пространстве компенсирует потери тепла реакций синтеза бензина в другом пространстве, что предотвращает падение температуры на катализаторе, работающего в стадии синтеза бензина, и предотвращает рост температуры на катализаторе, работающего в режиме регенерации.

На рис. 1 приведена принципиальная схема установки получения высокооктанового бензина из газового конденсата. Установка содержит технологически обвязанные: ректификационные колонны 1, 2, 3 и 4; емкости 5; теплообменники, подогреватели и кипятильники 6; холодильники и конденсаторы 7; емкости-сепараторы и сепараторы 8; печи 9, 10; кожухотрубчатые реакторы 11, 12; насосы 13 и компрессор 14. На схеме показаны основные технологические потоки: исходное сырье (газовый конденсат) I, прямогонная бензиновая фракция сырья II, отбензиненный конденсат III, дизельная фракция IV, остаточная фракция сырья (фр. >260^oС) V, продукты реакции VI, углеводородные газы VII, нестабильный жидкий катализат VIII, стабильный катализат IХ, высокооктановая бензиновая фракция (неэтилированный высокооктановый бензин) Х, остаточная фракция (>185^oС) катализата ХI, регенерирующий газ ХII, газы регенерации ХIII.

Установка работает следующим образом.

Исходное сырье 2 подают в ректификационную колонну 1, где выделяют из него прямогонную бензиновую фракцию II, а затем во вторую колонну, где его разделяют с выделением дизельной IV и остаточной (мазут) фракций V. Прямогонную бензиновую фракцию II подают в реактор 11, где подвергают контактированию с катализатором (стадия "реакция"). Продукты реакции разделяют путем сепарации и ректификации с выделением углеводородных газов VII, высокооктанового бензина Х и остаточной (>185^oС) фракции ХI. В реакторе 12 осуществляют стадию регенерации катализатора, закоксованного ранее на стадии "реакция". Регенерирующий газ ХII подогревают в печи 10, после которой поток газа разделяют на две части и подают в реактор 12 прямотоком: один поток в межтрубное, а другой в трубное пространства реактора. После реактора 12 газы регенерации ХIII сбрасывают. После завершения стадии "реакция" в реакторе 11 осуществляют подачу фракции сырья 11 в реактор 12, а в реакторе 11 проводят стадию регенерации катализатора.

При одной и той же конструкции реактора, схемы (а следовательно, и их аппаратурное оформление) подготовки сырья и разделения продуктов на установке могут различаться, что позволяет перерабатывать различное органическое сырье на основе углеводородов (нефтей и газовых конденсатов; прямогонных, газовых и вторичных бензинов; ШФЛУ, углеводородных газов и т.д.) и/или кислородсодержащих соединений (спиртово-эфирных фракций, сивушных масел и т.п.). В зависимости от условий ведения процесса и природы сырья на установке возможно кроме высокооктановых бензиновых фракций и/или ароматических углеводородов С₆ C₁₀ производить керосиновые, дизельные фракции и мазут. Установка, в зависимости от исходного сырья, может не содержать, а может и содержать от 1 до 4 ректификационных колонн для разделения сырья. Так, например, при переработке углеводородных газов или метанола установка может не содержать ректификационных колонн для разделения сырья; при переработке нефти установка может содержать 4 колонны для фракционирования нефти с выделением керосина, дизельной фракции, мазута и прямогонного бензина, подвергаемого затем контактированию с катализатором. При работе установки в режиме производства ароматических углеводородов установка может не содержать (производство ароматической фракции), а может и содержать от 1 до 4 ректификационных колонн для выделения из ароматической фракции индивидуальных углеводородов.

Высокооктановые бензиновые фракции и/или ароматические углеводороды С₆ С₁₀ по предлагаемым способам получают следующим образом. По первому варианту способа при загрузке катализатора в трубное или межтрубное пространство кожухотрубчатого реактора, сырье или предварительно выделенную из него фракцию подают в реактор первоначально в пространство без катализатора, а затем в пространство с загруженным катализатором, где подвергают контактированию с последним, а регенерирующий газ на стадии регенерации подают первоначально в пространство без катализатора, а затем в пространство с загруженным катализатором или одновременно в трубное и межтрубное пространства реактора. По второму варианту способу при загрузке катализатора в трубное и межтрубное пространства кожухотрубчатого реактора, сырье или предварительно выделенную из него фракцию подают в одно из пространств реактора, где подвергают контактированию с катализатором, а регенерирующий газ в другое. В обоих вариантах способа стадию контактирования осуществляют в интервале температур 320 650^oС и давлений 0,1 4 МПа. Регенерацию катализатора осуществляют путем контактирования регенерирующего газа с катализатором при повышенных температурах. В качестве катализатора используют каталитические системы, приготовленные известными способами.

Промышленная применимость предлагаемого изобретения подтверждается следующими примерами. Примеры 1 3 иллюстрируют установку и способ получения высокооктановых бензиновых фракций и/или ароматических углеводородов по первому варианту, примеры 4 5 по второму варианту.

Пример 1. Установка (рис.1) содержит два кожухотрубчатых реактора 11, 12 с загрузкой катализатора в трубное пространство; ректификационные колонны 1, 2, 3, 4; печи 9, 10; теплообменники и кипятильники 6; холодильники и конденсаторы 7; емкости 5; сепараторы 8; насосы 13 и компрессор 14. В качестве сырья для получения высокооктановых бензиновых фракций используют газовый конденсат следующего фракционного состава, ^oС: н.к. 34, 10% об. 73, 50% 121, 90% 271, 96% 301, к.к. 345.

Сырье 1 отбирают насосом 13 из сырьевой емкости 5 и под давлением 0,45 МПа подают через теплообменник 6, где нагревают до температуры (Т) 170^oС, в ректификационную колонну 1. В колонне 1 при давлении (Р) 0,4 МПа происходит разделение исходного сырья 1 с выделением верхом колонны, при Т 120^oС, прямогонной бензиновой фракции II и кубом колонны, при Т 180^oС, отбензиненного конденсата III. Дистиллят колонны 1 охлаждают и конденсируют в конденсаторе 7 и направляют в рефлюксную емкость 5 откуда часть дистиллята направляют в колонну 1 в качестве холодного орошения, а балансовую часть (60,0 мас. от исходного конденсата) прямогонную бензиновую фракцию II направляют в реактор 11 на каталитическую переработку в высокооктановый бензин. Часть отбензиненного конденсата нагревают в кипятильнике 6 до Т 240^oС и возвращают в нижнюю секцию колонны 1 в качестве "горячей струи", а балансовую часть III (40,0 мас.) подают в первую секцию двухсекционной печи 9. После печи 9, перегретый до Т 360^oС отбензиненный конденсат III подают через теплообменник 6 в ректификационную колонну 2.

В колонне 2 при Р 0,15 МПа происходит разделение отбензиненного конденсата III с выделением верхом колонны, при Т 260^oС, дизельной фракции IV и кубом колонны, при Т 300^oС, остаточной фракции (280 - 345^oС) сырья V. Дистиллят колонны 2 охлаждают и конденсируют в конденсаторе 7 и подают в рефлюксную емкость 5, откуда часть охлажденного дистиллята направляют на орошение колонны 2, а балансовую часть (30,5 мас.) отводят с установки в качестве продукта дизельного топлива IV (фр. 140 - 280^oС с цетановым числом 45). Часть кубового продукта колонны 2 подогревают в теплообменнике 6 за счет тепла сырья колонны 2 и возвращают в колонну 2 в качестве "горячей струи", а балансовую часть V (9,5 мас.) охлаждают в холодильнике 7 и отводят с установки.

Выделенную верхом колонны 1 прямогонную бензиновую фракцию газового конденсата II (фр. 35 140^oС с октановым числом ОЧ 67 ММ), отбирают из рефлюксной емкости насосом 13 и подают при Р 1,0 1,2 МПа через теплообменник 6 во вторую секцию двухсекционной печи 9, где перегревают до Т≈390^oС. После печи 9 перегретую фракцию сырья 11 подают в межтрубное пространство реактора 11, где она отдает часть тепла на поддержание температуры процесса в трубном пространстве реактора. После межтрубного пространства фракцию сырья II с Т≈370^oС подают в трубное пространство реактора 11, загруженное катализатором.

В реакторе 11 при давлении 1,0 МПа и весовой скорости подачи сырья 2 ч^-1 на стационарном слое катализатора цеоформинга ИК-30 происходит превращение бензиновой фракции сырья 11. Катализатор содержит 30 мас. Al₂O₃ и 70% цеолита со структурой ZSМ-11 состава 0,04 Na₂O· Al₂O₃·Fe₂O₃· 52SiO₂ и 30% Al₂O₃. Поддержание температуры процесса - 360 370^oС, имеющего эндотермический тепловой эффект счет подреакции Q=-45 КДж/кг, происходит за счет подвода тепла из межтрубного пространства реактора от перегретого сырья.

Продукты реакции VI охлаждают в теплообменнике 6, конденсируют холодильнике-конденсаторе 7 и направляют в емкость-сепаратор 8, где отделяют газообразные продукты реакции VII от жидкого катализата VIII. Нестабильный катализат VIII из емкости-сепаратора 8 отбирают насосом 13 и при Р 0,8 МПа подают через теплообменник 6, где нагревают до Т 100^oС, в ректификационную колонну 3. Верхом колонны 3 при Т 60^oС отбирают легкую бензиновую фракцию, которую подают в парциальный конденсатор 7 для отделения углеводородных газов (газообразных VIIа и сжиженных VIIв); жидкий дистиллят возвращают в колонну 3 в качестве холодного орошения. Низом колонны 3 при Т - 140^oС отбирают стабильный катализат IХ, который направляют в кипятильник 6, где нагревают до Т 160^oС. Часть нагретого катализата направляют в нижнюю секцию колонны 3 в качестве "горячей струи", а балансовую часть подают в ректификационную колонну 4. В колонне 4 при Р 0,15 МПа происходит разделение стабильного катализата IХ с выделением бензиновой фракции (фр. 35 - 195^oС) и остаточной фракции катализата ХI. С верха колонны 4 при Т - 140^oС отбирают пары бензиновой фракции, которые направляют в воздушный конденсатор 7, а затем в рефлюксную емкость 5. Из емкости 5 часть бензина подают в колонну 4 в качестве холодного орошения, а балансовую часть Х - отводят с установки в качестве целевого продукта высокооктановой бензиновой фракции. Низом колонны 4 при Т 210^oС отводят остаточную фракцию катализата (фр.160 300^oС), которую частично направляют через подогреватель 6, где догревают до Т 240^o, в колонну 4 в качестве "горячей струи", а балансовую часть ХI охлаждают в холодильнике 7 и отводят с установки.

При работе реактора 11 в режиме "реакция" получение высокооктановой бензиновой фракции, реактор 12 работает в режиме "регенерация" регулируемый выжиг кокса с закоксованного катализатора.

Регенерирующий газ ХII (содержание кислорода ≈10 об.) компрессором 14 подают в печь 10, после которой нагретый до Т - ≈400^oС газ разделяют на два потока и подают: один в межтрубное пространство реактора 12, а другой в трубное пространство реактора. В трубном пространстве, при Т≈550^oС, происходит выжиг образовавшегося на катализаторе кокса (20,5 мас. от веса катализатора). Выделяющееся при выжиге кокса тепло (экзотермический тепловой эффект реакции Q=≈40 МДж/кг) частично снимается за счет нагрева регенерирующего газа, проходящего по межтрубному пространству реактора. После реактора 12 газы регенерации ХIII сбрасывают на "свечу".

После закоксования работающего в режиме "реакция" катализатора прекращают подачу сырья 11 в реактор 11 и регенерирующего газа ХII в реактор 12, реактора продувают инертным газом (азотом) и подают регенерирующий газ ХII в реактор 11, а фракцию сырья II в реактор 12. Аналогичные операции переключения указанных потоков с одного реактора на другой проводят периодически после закоксования работающего в режиме "реакция" катализатора.

В результате переработки газового конденсата на описанной установке указанным способом, из исходного сырья в целом получают, мас. высокооктановой бензиновой фракции 48,6; дизельного топлива 30,5; остаточной фракции 10,7 (в т.ч. кубовый остаток колонны 2 9,5 и кубовый остаток колонны 4 1,2) и углеводородных газов 10,2. Высокооктановая бензиновая фракция содержит25% мас. ароматических углеводородов С₆ - С₁₀, имеет октановое число ОЧ 76 ММ и соответствует неэтилированному автобензину типа А-76.

Пример 2. Установка (рис.2) содержит два кожухотрубчатых реактора 11, 12 с загрузкой катализатора в межтрубное пространство; теплогенератор 16; теплообменники 6; перегреватель 15; холодильник-конденсатор 7; емкость 5; сепаратор 8; насос 13; компрессор 14; воздуходувку 19 и дымосос 17. В качестве сырья для получения ароматических углеводородов используют пропан-бутановую фракцию, состава, мас. С₃ 30, i С₄ 30, n C₄ - 40.

Сырье I подают, под давлением 0,15 МПа, компрессором 14 через теплообменник 6 в трубное пространство перегревателя 15 теплового блока. Тепловой блок представляет собой совокупность аппаратов теплогенератора 16, подогревателя газа 6, перегревателя 15 и дымососа 17, объединенных циркуляционным газоходом 18. В перегревателе 15, происходит нагрев сырья до Т 570^oС за счет тепла, циркулирующего по газоходу 18 газообразного теплоносителя ХIV, полученного в результате сжигания топливного газа в топке теплогенератора 16. Циркуляция газообразного теплоносителя ХIV по газоходу 18 в системе: "теплогенератор __→ подогреватель --L перегреватель --L дымосос --L подогреватель" обеспечивается дымососом 17; избыток отработавшего теплоносителя ХV сбрасывают на участке "подогреватель --L дымосос".

После перегревателя 15 сырье 1 подают в трубное пространство реактора 11, где оно отдает часть тепла на поддержание температуры процесса в межтрубном пространстве реактора. После трубного пространства сырье I, с Т~550^oС направляют в межтрубное пространство реактора 11, загруженное катализатором.

В межтрубном пространстве реактора 11, при температуре реакции 540 - 550^oС, давлении ≈0,1 МПа и объемной скорости подачи газообразного сырья 600 ч^-1 на стационарном слое катализатора происходит превращение сырья в ароматические углеводороды С₆ C₁₀. Катализатор содержит 60% мас. модифицированного 0,1% Рd^o цеолита со структурой ZSМ-5 (состава 0,02 Na₂O · AL₂O₃ · 0,3Ga₂O₃ · 0,1Fe₂O₃ · 86SiO₂) и 40% модифицированного Al₂O₃. Поддержание температуры процесса, имеющего эндотермический тепловой эффект реакции Q= -338 КДж/кг, происходит за счет подвода тепла из трубного пространства реактора от перегретого сырья. В результате превращения исходного сырья в указанных условиях образуются продукты реакции VI следующего состава, мас. Н₂ 5,2; парафины С₁ 17,7; C₂ 5,5; С₃ 12,1; i С₄ 2,1; n-C₄ 4,2; С₅₊ 1,1; олефины С₂ С₄ 3,4; ароматические C₆ 16,3; С₇ 19,2; С₈ 9,0; С₉ - 2,6; С₁₀ 1,5.

После реактора 11 продукты реакции VI охлаждают, конденсируют в соответствующей теплообменной аппаратуре 6, 7 и подают в емкость-сепаратор 8 для отделения газообразных углеводородов VII от жидкого катализата XVI - ароматической фракции, откачиваемой насосом 13 в продуктовую емкость 5 и являющуюся целевым продуктом установки.

При работе реактора 11 в режиме "реакция" получение высокооктановой бензиновой фракции, реактор 12 работает в режиме регенерации закоксованного катализатора.

Регенерирующий газ ХII (воздух) воздуходувкой 19 подают в подогреватель газа 6 теплового блока, после которого нагретый до Т 400^oС газ подают в межтрубное пространство реактора 12, загруженное закоксованным катализатором. В свободное от катализатора трубное пространство реактора подают холодный регенерирующий газ. В межтрубном пространстве реактора 12 при Т~550^oС происходит выжиг кокса, образовавшегося на катализаторе (16,7% мас. от веса катализатора) в ходе процесса получения ароматических углеводородов. Избыток выделяющегося в межтрубном пространстве тепла (экзотермичеcкий тепловой эффект реакции горения кокса Q=≈40 МДж/кг) снимается холодным регенерирующим газом, проходящим по трубному пространству реактора. После реактора 12 газы регенерации XIII сбрасывают на "свечу".

После закоксования работающего в режиме "реакция" катализатора прекращают подачу сырья 1 в реактор 11 и регенерирующего газа ХII в реактор 12, реактора продувают инертным газом (азотом) и подают регенерирующий газ XII в реактор 11, а сырье I в реактор 12. Аналогичные операции переключения указанных потоков с одного реактора на другой проводят периодически после закоксования работающего в режиме "реакция" катализатора.

В результате переработки на описанной установке пропан-бутановой фракции указанным способом, выход ароматических углеводородов составляет 48,6% мас. в т. ч. ароматических С₆ 16,3; С₇ 19,2; С₈ 9,0; С₉ 2,6; С₁₀ 1,5. Полученная ароматическая фракция имеет октановое число ОЧ=103 ММ и может быть использована в качестве высокооктанового компонента бензина или как сырье для выделения индивидуальных ароматических углеводородов.

Пример 3. Установка (рис.3) содержит кожухотрубчатый реактор 11 с загрузкой катализатора в трубное пространство; ректификационные колонны 3, 4; печь 10; теплообменники и кипятильники 6, холодильники и конденсаторы 7; емкости 5; сепараторы 8; насосы 13 и компрессор. В качестве сырья для получения высокооктановых бензиновых фракций используют метанол-сырец (содержание воды 7%).

Сырье I отбирают насосом 13 из сырьевой емкости 5 и при Р 0,3 МПа подают через теплообменник 6 в печь 10, где испаряют и нагревают до Т - 300^oС. Нагретое в печи 10 сырье подают в межтрубное пространство реактора 11, где оно перегревается до Т 360^oС за счет тепла реакций, протекающих в трубном пространстве реактора. Перегретое в межтрубном пространстве сырье подают в трубное пространство реактора 11, загруженное катализатором.

В трубном пространстве реактора 11 при температуре реакции ≈380^oС, давлении ≈0,2 МПа и весовой скорости подачи сырья ≈2 ч^-1 на стационарном слое катализатора ИК-28 происходит превращение сырья (метанола) в углеводороды и воду. Катализатор содержит 70% мас. модифицированного 3% LA³⁺ цеолита со структурой ZMS-5 состава 0,03Na₂O · Al₂O₃ · 0,3Fe₂O₃ · 86SiO₂ и 30% Al₂O₃. Выделяющееся тепло реакции (экзотермический тепловой эффект реакции 173 КДж/кг) частично снимается за счет нагрева сырья, проходящего по межтрубному пространству реактора.

Продукты реакции VI охлаждают, конденсируют в теплообменнике 6, конденсаторе 7 и направляют в трехфазный сепаратор 8 для разделения газообразных продуктов реакции VII, жидких углеводородов (катализата) VII и воды XVII. Воду XVII из емкости-сепаратора 8 отбирают с нижнего слоя и отводят с установки. Жидкие продукты реакции (катализат) из емкости-сепаратора отбирают насосом 13 с верхнего слоя и далее перерабатывают аналогично примера 1.

После закоксования катализатора (через 500 100 ч работы катализатора в режиме "реакция") прекращают подачу сырья I в реактор, продувают его азотом и осуществляют стадию регенерации закоксованного катализатора (18,5% мас. кокса от веса катализатора) аналогично примера 1.

В результате переработки метанола-сырца на описанной установке указанным способом, из исходного сырья получают, мас. воды 47,7; углеводородных газов 19,1; остаточной фракции >185^o 1,7; высокооктановой бензиновой фракции 31,5. Выход на углеводородные продукты: углеводородных газов - 36,6% остаточной фракции 3,2% бензиновой фракции 60,2% мас. Бензиновая фракция содержит ≈55% мас. ароматических углеводородов, имеет октановые числа 85 ММ и 94 ММ и соответствует неэтилированному автобензину АИ-93.

Пример 4. Установка (рис.4) аналогична примеру 1, с тем отличием, что катализатор загружен в трубное и межтрубное пространство кожухотрубчатых реакторов. В качестве сырья для получения высокооктановых бензиновых фракций и ароматических углеводородов используют газовый конденсат состав, приведенного в примере 1. Раздел газового конденсата с выделением прямогонной бензиновой фракции II, дизельного топлива IV и остаточной фракции V проводят на ректификационных колоннах 1 и 2 аналогично примеру 1.

Выделенную верхом колонны 1 прямогонную бензиновую фракцию (фр. 35 - 140^oС с октановым числом ОЧ=67 ММ) газового конденсата II, подают насосом 13, при Р 1,0 1,2 МПа, через теплообменник 6 во вторую секцию двухсекционной печи 9, где нагревают до Т≈400^oС. После печи 9 нагретую фракцию сырья II на два параллельных потока, которые подают с межтрубное пространство реактора 11 и в трубное пространство реактора 12, где при температуре реакции ≈400^oС, давлении ≈1,0 МПа и весовой скорости подачи сырья 2 ч^-1, на стационарных слоях катализатора ИК-30 происходит превращение прямогонного бензина 11. Катализатор содержит 70% мас. цеолита со структурой ZMS-11 состава 0,04Na₂O · Al₂O₃ · Fe₂O₃ · 52SiO₂ и 30% Al₂O₃. Поддержание в реакторах температуры процесса, имеющего эндотермический тепловой эффект реакции Q=-53 КДж/кг, происходит за счет переноса выделяющегося при выжиге кокса тепла, соответственно из трубного пространства реактора 11 и межтрубного пространства реактора 12.

Продукты реакции VI охлаждают, конденсируют в соответствующей теплообменной аппаратуре и разделяют с выделением углеводородных газов VII, высокооктановой бензиновой Х и остаточной (>165 300^oС) ХI фракций аналогично примера 1.

Одновременно с подачей фракции сырья II в соответствующие пространства реакторов 11 и 12 и осуществлением в них стадии "реакция", в других пространствах этих реакторов осуществляют стадию регенерации ранее закоксованного в процессе получения бензина катализатора. Регенерирующий газ ХII (содержание кислорода ≈10% об.) компрессором 14 подают в печь 10, после которой нагретый до температуры 400 450^oС поток газа разделяют на два и подают: один в трубное пространство реактора 11, а другой в межтрубное пространство реактора 12, где при температуре ≈550^oС происходит выжиг коксовых отложений, образовавшихся на катализаторе в ходе процесса получения бензина (20,5% мас. кокса от веса катализатора); тепловой эффект экзотермической реакции горения кокса Q= ≈40 МДж/кг. После реакторов газы регенерации XIII сбрасывают на "свечу".

После завершения стадии "реакция" прекращают подачу фракции сырья II и регенерирующего газа XII в соответствующие пространства реакторов 11 и 12, продувают их азотом и производят подачу сырьевой фракции II в пространства реакторов с отрегенерированным катализатором и подачу регенерирующего газа XII в пространства с катализатором, подлежащим регенерации. Аналогичные операции переключения указанных потоков с одного пространства реактора на другое проводят периодически после каждого окончания указанных стадий.

В результате переработки газового конденсата на описанной установке указанным способом, из исходного сырья получают, мас. высокооктановой бензиновой фракции 38,2; дизельного топлива 30,5; остаточной фракции - 11,5 (в т.ч. кубовый остаток колонны 2 9,5 и кубовый остаток колонны 4 - 2,0) и углеводородных газов 19,8. Высокооктановая бензиновая фракция содержит ≈55% мас. ароматических углеводородов С₆ - С₁₀, имеет октановое число ОЧ=85 ММ и соответствует неэтилированному автобензину типа АИ-93.

Пример 5. Установка (рис.5) аналогична примеру 2, с тем отличием, что содержит один кожухотрубчатый реактор с загрузкой катализатора в трубное и межтрубное пространства. В качестве сырья для получения ароматических углеводородов используют пропан-бутановую фракцию, содержащую мас. С₃ 30, i-С₄ 30, n-С₄ 40 (сырье примера 2). Сырье I под давлением 0,15 МПа подают компрессором 14 через теплообменник 6 и перегреватель 15, где нагревают до температуры 550^oС, в трубное пространство реактора 11.

В трубном пространстве реактора, при температуре реакции 540 550^oС, давлении ≈0,1 МПа и объемной скорости подачи газообразного сырья 600 ч^-1 на стационарном слое катализатора происходит превращение сырья в ароматические углеводороды С₆ C₁₀. Катализатор содержит 60% мас. модифицированного 0,1% Pd^o цеолита со структурой ZSM-5 (состава 0,02Na₂O · Al₂O₃ · 0,3Ga₂O₃ · 0,1Fe₂O₃ · 86SiO₂) и 40% модифицированного Al₂O₃. В результате превращения исходного сырья в указанных условиях образуются продукты реакции VI следующего состав, мас. Н₂ - 5,2; парафины С₁ 17,7; С₂ 5,5; С₃ 12,1; i-С₄ 2,1; n-С₄ 4,2; С₅₊ 1,2; олефины С₂ - С₄ 3,4; ароматические С₆ 16,3; С₇ 19,2; С₈ 9,0; С₉ 2,6; С₁₀ 1,5. Поддержание режимной температуры процесса, имеющего эндотермический тепловой эффект реакции Q= -338 КДж/кг, происходит за счет подвода из межтрубного пространства реактора тепла, выделяющегося при выжиге кокса.

Продукты реакции VI охлаждают, конденсируют в соответствующей теплообменной аппаратуре 6 и 7 и направляют в емкость-сепаратор 8 для отделения газообразных углеводородов VII от жидкого катализата ароматической фракции, откачиваемой насосом 13 в продуктовую емкость 5 и являющуюся целевым продуктом XVI установки.

Одновременно с подачей сырья I в трубное пространство реактора 11 и проведением в нем стадии "реакция", в межтрубном пространстве реактора осуществляют стадию регенерации катализатора. Регенерирующий газ XII (воздух) воздуходувкой 19 подают в подогреватель газа 6 теплового блока, после которого нагретый до температуры ≈450^oС газ подают в межтрубное пространство реактора 11. В межтрубном пространстве реактора при температуре ≈550^oС происходит выжиг с катализатора кокса (16,7 мас. кокса от веса катализатора), образовавшегося на катализаторе в ходе процесса; тепловой эффект экзотермической реакции горения кокса Q= ≈40 МДж/кг. После реактора газы регенерации XIII сбрасывают на "свечу".

После завершения стадии "реакция" в трубном пространстве реактора 11, прекращают подачу сырья I и регенерирующего газа XII в реактор, оба пространства продувают азотом и производят подачу сырья I в межтрубное пространство реактора 11 (с отрегенерированным катализатором) и подачу регенерирующего газа XII в трубное пространство (с катализатором, подлежащим регенерации).

Аналогичные операции переключения указанных потоков с одного пространства реактора на другое проводят периодически после закоксовывания работающего в режиме "реакция" катализатора.

В результате переработки на описанной установке пропан-бутановой фракции указанным способом, выход ароматических углеводородов составляет 48,6% мас. в т. ч. ароматических С₆ 16,3; С₇ 19,2; С₈ 9,0; С₉ 2,6; С₁₀ 1,5. Полученная ароматическая фракция имеет октановое число ОЧ=103 ММ и может быть использована в качестве высокооктанового компонента бензина или как сырье для выделения индивидуальных ароматических углеводородов.

Формула изобретения

1. Установка получения высокооктановых бензиновых фракций и/или ароматических углеводородов С₆ С₁₀, содержащая технологически обвязанные ректификационные колонны, каталитические реакторы, устройства для обеспечения теплом процессов тепломассопереноса и химических реакций, сепарирующую, емкостную и запорно-регулирующую аппаратуру, отличающаяся тем, что каталитический реактор выполнен в виде аппарата кожухотрубчатого типа, содержащего катализатор в трубном и/или межтрубном пространстве реактора.

2. Способ получения высокооктановых бензиновых фракций и/или ароматических углеводородов С₆ С₁₀ из органического сырья на основе углеводородов и/или кислородсодержащих соединений, включающий стадию контактирования сырья или его фракции с катализатором при повышенных температурах с последующим разделением продуктов реакции и стадию регенерации катализатора, отличающийся тем, что катализатор загружают в трубное или межтрубное пространство реактора кожухотрубчатого типа, стадию контактирования осуществляют подачей в реактор сырья или его фракции первоначально в пространство без катализатора, а затем в пространство с загруженным катализатором, а стадию регенерации осуществляют подачей в реактор регенерирующего газа первоначально в пространство без катализатора, а затем в пространство с загруженным катализатором или подачей регенерирующего газа одновременно в трубное и межтрубное пространства реактора.

3. Способ получения высокооктановых бензиновых фракций и/или ароматических углеводородов С₆ С₁₀ из углеводородного сырья, включающий стадию контактирования сырья или его фракции с катализатором при повышенных температурах с последующим разделением продуктов контактирования, и стадию регенерации катализатора, отличающийся тем, что катализатор загружают в трубное и межтрубное пространства реактора кожухотрубчатого типа, стадию контактирования осуществляют подачей сырья или его фракции в одно пространство реактора, а стадию регенерации катализатора - подачей регенерирующего газа в другое пространство с последующим одновременным чередованием указанных стадий.

РИСУНКИ

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

NF4A Восстановление действия патента Российской Федерации на изобретение

Извещение опубликовано: 10.02.2005        БИ: 04/2005