Способ сепарации газа метанола и производства малоуглеродистого алкена полимеризационного уровня



Способ сепарации газа метанола и производства малоуглеродистого алкена полимеризационного уровня
Способ сепарации газа метанола и производства малоуглеродистого алкена полимеризационного уровня
Способ сепарации газа метанола и производства малоуглеродистого алкена полимеризационного уровня
Способ сепарации газа метанола и производства малоуглеродистого алкена полимеризационного уровня

 


Владельцы патента RU 2427561:

ДАКИНГ ПЕТРОЧЕМИКАЛ ИНЖИНИРИНГ КО., ЛТД. (CN)
ЧИНА МТО ЛИМИТЕД (CN)

Изобретение относится к способу сепарации газа крекинга метанола и производства малоуглеродистого алкена полимеризационного уровня, содержащему: (1) стадию сжатия, в которой газ крекинга метанола поступает в компрессорную систему с многоступенчатым сжатием, при этом давление газа крекинга метанола, подверженного трехступенчатому или четырехступенчатому сжатию, достигает до 1,1-2,5 МПаГ; (2) стадию обезвреживания, в которой газ крекинга метанола, сжатый в стадии (1), очищается от примесей на системе обезвреживания, в результате получается рафинированный газ крекинга, при этом концентрация CO2 в газе крекинга метанола, обработанном в стадии обезвреживания, составляет менее 1 ppm, и/или общее содержание алкина составляет менее 5 ppm; (3) стадию абсорбции и сепарации, при которой рафинированный газ крекинга, полученный в стадии (2), поступает поочередно в колонну предыдущего удаления этилена, абсорбер этилена, деметанизатор и дефлегматор этилена, в результате получаются этиленовый продукт полимеризационного уровня и фракция С4 и/или тот же самый газ поступает поочередно в колонну предыдущего удаления этилена, деэтанизатор, депропанизатор и колонну ректификации пропилена, в результате получается пропиленовый продукт полимеризационного уровня и продукт С5. Применение настоящего способа позволяет получать малоуглеродистый алкен полимеризационного уровня из газа крекинга метанола. 13 з.п. ф-лы, 4 ил., 2 табл.

 

Область техники

Настоящее изобретение относится к области техники рафинации легкого углеводорода, в частности к способу сепарации газа крекинга метанола и получения малоуглеродистого алкена полимеризационного уровня.

Уровень техники

Этилен и пропилен в качестве важного фундаментального сырья нефтехимической промышленности является клеймом уровня экономического развития страны. В настоящее время для установки промышленного производства этилена и пропилена в мире применяется главным образом способ парового расщепления углеводородов, таких как бензолин (naphtha), легкий газойль (light diesel oil) и т.д. От расщепления углеводородов получается газ пиролиза, представленный композицией, содержащей водород, метан, этан, этилен, пропан, пропилен, смешанные тетракарбид (С4) и пентакарбид (С5), бензин крекинга (pyrolysis gasoline) и другие. Дальнейшая сепарация и ректификация газа пиролиза считается необходимой для производства этилена и пропилена и другого промышленного сырья.

На сегодняшний день еще нет работающей индустриализированной установки сепарации газа крекинга метанола и производства малоуглеродистого алкена в стране и за рубежом. Аналогичная политехника представлена техникой криогенного разделения газа парового крекинга лигроина (naphtha) и др. Газ пиролиза, прошедший многоступенчатую компрессию, как правило, пятиступенчатую, с давлением до 3,7 МПа поступает в систему ректификации и сепарации. По порядку последовательности ректификации и сепарации углеводородов схема ректификации и сепарации разделяется на процесс сепарации (Lummus/Technip/KBR), процесс предыдущей деэтанизации (Linde) и процесс предыдущей депропанизации (S&W) и другие типичные процессы выделения этилена. По схеме последовательной сепарации Lummus новейший прогресс техники выделения этилена представляет собой усовершенствование компрессионной холодильной системы (двухкомпонентная/ трехкомпонентная холодильная система с трехступенчатым сжатием и расщеплением при среднем давлении), гидрированием каталитической ректификации (селективное гидрирование С3), преобразованием алкилена (от реакции 2-бутилена с этиленом получается пропилен). По схеме последовательной сепарации Technip применяются пятиступенчатая компрессия, пара деметанизаторов, гидрирование после С2 и С3. Ее последняя прогрессирующая техника разделения выполняется с применением технологии схватывания точек (с целью осуществления сепарации за счет минимального расхода энергии) для фузионной сепарации и системы управления по передней обратной связи (удобно управлять). По схеме последовательной сепарации KBR применяются пятиступенчатая компрессия, четырехступенчатое защелачивание на выходе, передний деметанизатор высокого давления, заднее гидрирование С2 и С3. По схеме предыдущей деэтанизации данная техника принята с предыдущим гидрированием С2, рассчитана на газ, содержащий большое количество C3+. Для нее характерен метод Linde, который по эксплуатационному давлению в деметанизаторе разделяется на метод высокого давления (3,3 МПа) и метод низкого давления (1,18 МПа). По схеме предыдущей депропанизации газ пиролиза, прошедший трехступенчатое сжатие, сначала отделяется от фракций, которые легче С3 и тяжелее С4. Перед удалением алкина, как правило, проводится предыдущее гидрирование. Данный метод рассчитан на газ, содержащий большое количество C4+. Последний технический прогресс у фирмы S&W представлен техникой регулирования вязкости закалочного масла и монопольной техникой холодильного агрегата HRS.

Патент КНР CN 1157280 A раскрывает энергоэкономичный метод сепарации легкого углеводорода, являющийся усовершенствованием схемы сепарации с двухколонной предыдущей деэтанизацией. Данный патент за счет усовершенствования способа теплообмена загружаемого сырья деметанизатора обеспечивает цель экономии энергии.

Завышенная цена сырой нефти в мире привела к дефициту ресурсов бензолина (naphtha). В последние годы быстро развиваются технология получения малоуглеродистого алкена (далее называется «МТО») путем конвертирования метанола, техника непосредственного конвертирования метанола в смешанный малоуглеродистый алкен путем каталитической реакции. Основным продуктом «МТО» является этилен и пропилен, пропорция этилена/пропилена составляет 0,8~1,5. Пропорция этилена/пропилена повышается с увеличением интенсивности реакции. Газ пиролиза «МТО» по композиции серьезно отличается от газа крекинга бензолина и углеводорода тем, что содержание пропилена и пропана в газе пиролиза «МТО» явно больше, чем в газе крекинга бензолина. Если используется обычная схема сепарации с предыдущей деэтанизацией для диссоциации газа пиролиза «МТО», высокое содержание пропилена и пропана в газе пиролиза «МТО» может привести к увеличению издержек работы пятиступенчатого сжатия. Мало того, давление после пятиступенчатого сжатия по обычной схеме сепарации с предыдущей деэтанизацией оказалось высоким. Для исключения завышенной температуры куба деэтанизатора, приводящей к полимеризованию алкадиенов, как обычно, применяется двухколонная деэтанизация при высоком и низком давлениях. Данная технология характеризуется длинной технологической цепочкой, сложными операциями и увеличением капиталовложения. К тому же, по обычной схеме сепарации с предыдущей деэтанизацией, как раскрыто в патенте КНР CN 1157280 A, принятая техника деметанизации при низком давлении требует низкой температуры холодильного агрегата по месту предыдущего дегидрирования, подходящей для газа крекинга бензолина. Но для газа пиролиза «МТО» оксинитрид (NOX) и кислород и другие инородные газы в нем могут привести к нарастанию взрывоопасных веществ в части холодильного агрегата, что приводит к нарастанию факторов опасности.

Описание сущности изобретения

В связи с тем что на сегодняшний день еще нет работающей индустриализированной установки сепарации газа крекинга метанола и производства малоуглеродистого алкена полимеризационного уровня в стране и за рубежом, настоящее изобретение предпринимает попытку предоставить способ сепарации газа крекинга метанола и производства таких малоуглеродистых олефиновых продуктов полимеризационного уровня, как этилен и пропилен полимеризационного уровня.

Настоящее изобретение с учетом особенностей состава газа крекинга метанола (высокого содержания этилена, пропилена и близкой пропорциональности этилена и пропилена и т.д.) предоставило новый способ ректификации и сепарации газа, позволяет выделить малоуглеродистый алкен из газа крекинга метанола и окончательно получить этилен и пропилен полимеризационного уровня и другие продукты с применением технологии очистки сырого газа, одноколонной или многоколонной абсорбции абсорбентом С4 и его сепарации при умеренной температуре (выше -91°С) и среднем давлении (1,1~2,5 МПаГ) без холодильного агрегата.

Настоящее изобретение предоставляет способ сепарации газа крекинга метанола и производства малоуглеродистого алкена полимеризационного уровня, включая:

(1) стадию сжатия, в которой газ крекинга метанола поступает в компрессорную систему с многоступенчатым сжатием;

(2) стадию обезвреживания, в которой газ крекинга метанола, сжатый в стадии (1), очищается от примесей на системе обезвреживания, в результате получается рафинированный газ крекинга;

(3) стадию абсорбции и сепарации, в которой рафинированный газ крекинга, полученный в стадии (2), подвергается сепарации на абсорбционно-ректификационной системе, в частности сначала проходит через колонну предыдущего удаления этилена, далее подвергается абсорбции и сепарации, в результате получаются этиленовый и пропиленовый продукты полимеризационного уровня, а также фракция С4 и продукт С5.

В вышеуказанной стадии (1) давление газа крекинга метанола, прошедшего трехступенчатое или четырехступенчатое сжатие, может достичь до 1,1-2,5 МПаГ (MPaG).

В вышеуказанной стадии (2) система обезвреживания включает в себя один или несколькие виды компоновки выбираемых щелочно-промывной колонны, сосуда удаления алкина, деаэратора и сушильной колонны, при этом концентрация CO2 в газе крекинга метанола, обработанном в стадии (2), составляет менее 1 ppm и/или 1 ppm, общее содержание алкина составляет менее 5 ppm.

Рафинированный газ крекинга, полученный в стации (2), поступает поочередно в колонну предыдущего удаления этилена, абсорбер этилена, деметанизатор и дефлегматор этилена. В результате получается этиленовый продукт полимеризационного уровня и фракция С4, и/или тот же самый газ поступает поочередно в колонну предыдущего удаления этилена, деэтанизатор, депропанизатор и колонну ректификации пропилена, в результате получается пропиленовый продукт полимеризационного уровня и продукт С5.

Рафинированный газ крекинга, полученный в стации (2), сначала поступает в колонну предыдущего удаления этилена, а компоненты, находящиеся вверху колонны предыдущего удаления этилена, поступают в абсорбер этилена. Компоненты, находящиеся вверху абсорбера этилена, поступают в колонну для регенерации этилена, а компоненты, находящиеся вверху колонны для регенерации этилена, поступают в установку PSA для сбора водорода из них. Компоненты, находящиеся в зумпфе абсорбера этилена, после дальнейшей деметанизации в деметанизаторе, поступают в дефлегматор этилена, в результате из верхней части дефлегматора этилена получается этиленовый продукт полимеризационного уровня. Часть фракции С4, полученной из зумпфа дефлегматора этилена, служит в качестве продукта С4, часть, как горячее загружаемое сырье, возвращается в зумпф абсорбера этилена, а другая в качестве абсорбента поступает в верхнюю часть колонны для регенерации этилена.

В вышеуказанной стадии (3) компоненты, пришедшие из зумпфа колонны для регенерации этилена, совместно с рафинированным газом крекинга, полученным в стадии (2), поступают в колонну предыдущего удаления этилена.

В вышеизложенной стадии (3) компоненты вверху колонны предыдущего удаления этилена охлаждаются до их поступления в абсорбер этилена, а после их поступления в него их этиленовый компонент подвергается абсорбции фракцией С4.

В вышеизложенной стадии (3) после поступления компонентов вверху абсорбера этилена в колонну для регенерации этилена их этиленовый компонент подвергается абсорбции фракцией С4, охлажденной до -60°С~85°С. Фракция С4, абсорбирирующая этиленовый компонент в вышеуказанной колонне для регенерации этилена, получается от части фракции С4, полученной из зумпфа дефлегматора этилена и поступившей после охлаждения в верхнюю часть колонны для регенерации этилена.

Вышеуказанная стадия (3) включает в себя следующее: путем впуска компонентов в зумпфе колонны предыдущего удаления этилена в деэтанизатор и, соответственно, компонентов из зумпфа деэтанизатора в депропанизатор компоненты вверху депропанизатора подвергаются дальнейшей сепарации в колонне ректификации пропилена. В результате получается пропиленовый продукт полимеризационного уровня; компоненты в зумпфе депропанизатора поступают в дебутанизатор, в результате из зумпфа дебутанизатора получается продукт С5.

В вышеизложенной стадии (3) этановый продукт получается путем охлаждения и сбора веществ, находящихся вверху деэтанизатора, после поступления компонентов из зумпфа колонны предыдущего удаления этилена в деэтанизатор.

В вышеизложенной стадии (3) из зумпфа колонны ректификации пропилена получается пропановый продукт.

В вышеизложенной стадии (3) после поступления компонентов в зумпфе депропанизатора в дебутанизатор охлажденная фракция С4 из верхней части дебутанизатора в качестве абсорбента поступает в абсорбер этилена.

По способу сепарации газа крекинга метанола и производства малоуглеродистого алкена полимеризационного уровня объемное содержание этилена в полученном этиленовом продукте полимеризационного уровня составляет более 99,95% и/или объемное содержание пропилена в полученном пропиленовом продукте полимеризационного уровня составляет более 99,5%.

На основании схемы предыдущего удаления этилена, принятой согласно настоящему изобретению, растворитель С4 служит в качестве абсорбента с целью абсорбции выделенного этиленового компонента. Таким образом, достигнута цель выделения этилена и пропилена полимеризационного уровня при сравнительно низком давлении, смягчения условий и безопасности выполнения операций. Настоящее изобретение предусматривает применение умеренной температуры (выше -91°С) без холодильного агрегата, что сделает технологию производства более безопасной и позволяет исключить накопление опасных примесей. При этом сепарация при среднем давлении (1,1~2,5 МПаГ) позволяет сэкономить инвестицию в оборудование и уменьшить число секций компрессора. Тем более в связи с применением технологии предыдущего удаления этилена окончательная рафинировка этилена является сепарацией абсорбента С4, поэтому легче его сепарировать и уменьшить рассеяние энергии.

Другие особенности и достоинства настоящего изобретения описываются при деталировке изобретения. Для технического персонала в настоящей области будет легко понимать настоящее изобретение путем чтения описания настоящего изобретения, заявления о праве и приложенных схем, или осуществлять настоящее изобретение путем описания настоящего изобретения, заявления о праве и приложенных схем. Не детально изложенные настоящим изобретением части, такие как технологические процессы компрессии сырого газа, защелачивания, деаэрации, осушки, фракционирования, являются известными техниками в данной области техники.

Способ настоящего изобретения конкретно описывается в сочетании с приложенными схемами и конкретными примерами его осуществления, но все конкретные параметры и технологические условия, приведенные в приложенных схемах и примерах, используются только для наглядного описания настоящего изобретения и не являются ограничениями настоящего изобретения.

Описание чертежей

Чертежи (схемы), приложенные к настоящей заявке, используются для понимания настоящего изобретения и составляют одну из частей настоящего изобретения, включая в себя:

Фиг.1 - Технологическая схема процесса настоящего изобретения;

Фиг.2 - Блок-схема системы обезвреживания для примера осуществления настоящего изобретения;

Фиг.3 - Блок-схема абсорбционно-ректификационной системы для примера осуществления настоящего изобретения;

Фиг.4 - Схема технологии производства для примера осуществления настоящего изобретения.

Осуществление изобретения

Настоящее изобретение является новой политехникой, разработанной специально для сепарации газа крекинга метанола. Техническое решение выполняется, как показано на Фиг.1: Газ крекинга метанола служит в качестве сырья, проходит через компрессорную систему, систему обезвреживания и системы абсорбции и сепарации, в результате из газа пиролиза рафинируются этилен и пропилен полимеризационного уровня.

Ниже приводятся конкретные стадии процесса:

(1) Стадия сжатия. Газ крекинга метанола поступает в компрессорную систему, давление которого после трех-четырехступенчатого сжатия достигает до 1,1~2,5 МПаГ, поступает в систему обезвреживания. Для данной компрессорной системы допускается применять общепринятую многоступенчатую компрессорную систему, обычно применяемую в данной области, но достаточно достигать до конечного давления 1,1~2,5 МПаГ, не требуется большее давление.

(2) Стадия обезвреживания. Сжатый газ крекинга метанола поступает в систему обезвреживания для очистки от примесей, в частности может сначала поступать в щелочно-промывную колонну, где при помощи водного раствора NaOH (при необходимости дополнительная промывка аминами в зависимости от состояния сырья) очищается от СО2 и кислотных веществ, потом поочередно проходит через сосуд удаления алкина, деаэратор и сушильную колонну для удавления алкина, кислорода, воды и примесей. Рафинированный газ пиролиза поступает в абсорбционно-ректификационную систему (см. Фиг.2).

(3) Стадия абсорбции и сепарации. Рафинированный газ пиролиза поступает в абсорбционно-ректификационную систему, где проводится сепарация. Сначала рафинированный газ крекинга метанола поступает в колонну предыдущего удаления этилена, где газ крекинга разделен на этилен вверху колонны и вещества в зумпфе колонны, которые поступают соответственно в абсорбер этилена и деэтанизатор. Сухой газ вверху абсорбера этилена поступает в колонну для регенерации этилена. После дальнейшей абсорбции этиленового компонента газа метан и водород, находящиеся в вверху этой колонны, поступают в установку PSA для сбора водорода, а вещества в зумпфе колонны возвращаются в колонну предыдущего удаления этилена. Вещества в зумпфе абсорбера этилена поступают в деметанизатор, после дальнейшей деметанизации этиленовый продукт полимеризационного уровня получается при помощи дефлегматора этилена. Часть фракции С4, находящейся в зумпфе дефлегматора этилена, в качестве горячего загружаемого сырья возвращается в зумпф абсорбера этилена, часть поступает в верхнюю часть колонны для регенерации этилена, а остальная осталась продуктом С4. Вещества вверху деэтанизатора служат в качестве этанового продукта. Фракция в зумпфе деэтанизатора поступает в депропанизатор, компоненты вверху депропанизатора поступают в колонну ректификации пропилена, где далее выделяется пропиленовый продукт полимеризационного уровня. В зумпфе колонны ректификации пропилена выделяется пропановый попутчик. Фракция в зумпфе депропанизатора поступает в дебутанизатор, фракция С4 из верхней части дебутанизатора в качестве абсорбента поступает в абсорбер этилена, в зумпфе которого выделяется продукт С5 (см. Фиг.3).

На фиг.4 показана схема технологии производства для примера осуществления настоящего изобретения. На рисунке принята компрессорная система с трехступенчатым сжатием, которая после сжатия газа крекинга метанола до давления 1,1~2,5 МПаГ впускает его в систему обезвреживания. После очистки от примесей соответственно в щелочно-промывной колонке 1, сосуде удаления алкина 2, деаэраторе 3 и сушильной колонне 4 концентрация СО2 в рафинированном газе крекинга метанола составляет менее 1 ppm, общее содержание алкина составляет менее 5 ppm. Далее. Рафинированный газ крекинга поступает в абсорбционно-ректификационную систему для сепарирования, рафинированный газ крекинга метанола совместно с компонентами C1, C2 и С4, исходящими из зумпфа колонны для регенерации этилена 5, поступают в колонну предыдущего удаления этилена 7, вверху колонны находятся этилен и легкие компоненты, а вещества в зумпфе колонны поступают в деэтанизатор 10. Легкие компоненты вверху колонны предыдущего удаления этилена 7 после охлаждения поступают абсорбер этилена 6, где фракция С4 абсорбирует из них этиленовый компоненты. Сухой газ вверху абсорбера этилена 6 поступает в колонну для регенерации этилена 5, где охлажденная до -60°С~-85°С фракция С4 абсорбирует из него этиленовый компонент. Метан (C1) и водород, находящиеся в вверху колонны для регенерации этилена 5, поступают в установку PSA для сбора водорода, а вещества в зумпфе колонны для регенерации этилена 5 возвращаются в колонну предыдущего удаления этилена 7 для ее питания. Жидкая фаза в зумпфе абсорбера этилена 6 поступает в деметанизатор 8 для дальнейшей деметанизации, затем при помощи дефлегматора этилена 9 выделяется этиленовый продукт полимеризационного уровня (С2=). Часть фракции С4, находящейся в зумпфе дефлегматора этилена 9, в качестве горячего загружаемого сырья возвращается в зумпф абсорбера этилена 6, часть после охлаждения в качестве абсорбента поступает в верхнюю часть колонны для регенерации этилена 5, а остальная осталась тетракарбидным (С4) продуктом. Вещества вверху деэтанизатора 10, рекуперированные и охлажденные, служат в качестве этанового продукта (С20). Фракция в зумпфе деэтанизатора 10 поступает в депропанизатор 11, компоненты С3 вверху депропанизатора 11 поступают в колонну ректификации пропилена 12, где далее выделяется пропиленовый продукт полимеризационного уровня (С3=). В зумпфе колонны ректификации пропилена 12 выделяется пропановый попутчик (С3). Фракция в зумпфе депропанизатора 11 поступает в дебутанизатор 13, а фракция С4 вверху дебутанизатора 13, охлажденная в качестве абсорбента, поступает в верхнюю часть абсорбера этилена 6, при этом в зумпфе колонны выделяется продукт С5 (C5+).

Основные условия технологических операций

Компрессорная система;

Давление на выходе компрессора: 1,1~2,5 MPaG (МПаГ);

Система обезвреживания;

Концентрация CO2 после промывки щелочной водой: ≤1 ppm;

Общее содержание алкина: ≤5 ppm;

Абсорбционно-ректификационная система;

Этилен полимеризационного уровня: содержание этилена: ≥99,95% (v);

Пропилен полимеризационного уровня: содержание пропилена: ≥99,5% (v).

Пример осуществления изобретения

Газ крекинга метанола, давление которого после трех-четырехступенчатого сжатия достигает до 1,1~2,5 МПаГ (MPaG), поступает в систему обезвреживания. Сжатый газ крекинга метанола поступает в щелочно-промывную колонну, где при помощи водного раствора NaOH (при необходимости дополнительная промывка аминами в зависимости от состояния сырья) очищается от СО2 и кислотных веществ, потом поочередно проходит через сосуд удаления алкина, деаэратор и сушильную колонну для удавления алкина, кислорода, воды и примесей. Рафинированный газ пиролиза поступает в абсорбционно-ректификационную систему.

Рафинированный газ пиролиза, сконденсированный и охлажденный пропиленовым хладагентом в охладителе газа крекинга, поступает в колонну предыдущего удаления этилена. Для колонны предыдущего удаления этилена применяется горячая вода в качестве теплопитателя рибойлера, а газ вверху колонны конденсируется с применением этиленового хладагента с температурой -60~-40°С. Вверху колонны находятся этилен и другие легкие компоненты, которые перекачаются насосом в абсорбер этилена. В зумпфе колонны находятся этан и другие тяжелые компоненты, которые перекачаются насосом в деэтанизатор.

Вещества, поступающие из верхней части колонны предыдущего удаления этилена, входят в абсорбер этилена. Для абсорбера этилена применяется С4 в качестве флегмы. Флегмовый С4 исходит из С4, находящегося вверху колонны дебутанизации, охлаждается пропиленовым хладагентом. Флегмовый С4 адсорбирует этилен, который содержится в метановом отходящем газе, при этом часть карбюрированного С4 вмешивается в метановый отходящий газ. Метановый отходящий газ направляется в колонну для регенерации этилена. Вещества, находящиеся в зумпфе колонны, перекачиваются насосом в колонну деметанизации.

Вещества, поступающие из верхней части абсорбера этилена, входят в зумпф колонны для регенерации этилена. Для колонны для регенерации этилена применяется С4 в качестве абсорбента. Абсорбент С4 исходит из С4, находящегося в зумпфе дефлегматора этилена. При этом С4 охлаждается веществами рибойлера деметанизатора и этиленовым хладагентом. Метановый газ вверху колонны после сбора и охлаждения подогревателем метанового газа поступает в PSA систему производства водорода. Вещества, находящиеся в зумпфе колонны, перекачиваются насосом в систему удаления этилена, после смешения с газом пиролиза поступают в колонну предыдущего удаления этилена.

Вещества, поступающие из зумпфа абсорбера этилена, входят в колонну деметанизации. Для деметанизатора применяется С4 в зумпфе дефлегматора этилена в качестве теплопитателя рибойлера, а газ вверху колонны конденсируется с применением хладагента с температурой -80~-50°С. Вещества в верхней части колонны возвращаются в среднюю часть абсорбера этилена. В зумпфе колонны находятся этилен и компоненты С4, направляющиеся в дефлегматор этилена для производства этилена полимеризационного уровня.

Вещества, исходящие из зумпфа колонны предыдущего удаления этилена, поступают в деэтанизатор, где выделяются этан, С3 и другие тяжелые компоненты. Для остальных компонентов порядок последовательности их выделения и условия выполнения операций аналогичен методу сепарации парового пиролиза углеводородов, таких как бензолин, в подробностях больше не излагается. Технологические параметры для примера 1 осуществления настоящего изобретения приведены в таблице 1.

Таблица 1
Технологические параметры Значение параметра
Давление газа пиролиза (MPaG) 1,1
Давление в колонне предыдущего удаления этилена (MPaG) 0,97
Темп. вверху колонны предыдущего удаления этилена (°С) -53
Темп. в зумпфе колонны предыдущего удаления этилена (°С) 34
Давление в абсорбере этилена (MPaG) 0,89
Темп. вверху абсорбера этилена (°С) -19
Темп. в зумпфе абсорбера этилена (°С) -49
Давление в колонне для регенерации этилена (MPaG) 0,75
Темп. вверху колонны для регенерации этилена (°С) -68
Темп. в зумпфе колонны для регенерации этилена (°С) -34
Давление в деметанизаторе (MPaG) 1,3
Темп. вверху деметанизатора (°С) -65
Темп. в зумпфе деметанизатора (°С) -27
Давление в дефлегматоре этилена (MPaG) 2,56
Темп. вверху дефлегматора этилена (°С) -18
Темп. в зумпфе дефлегматора этилена (°С) 128

Содержание этилена в этиленовом продукте полимеризационного уровня, полученного при данных технологических параметрах, составляет до 99,95%, а содержание пропилена в пропиленовом продукте полимеризационного уровня составляет до 99,5%.

Технологические параметры для другого примера осуществления настоящего изобретения приведены в таблице 2.

Таблица 2
Технологические параметры Значение параметра
Давление газа пиролиза (MPaG) 2,5
Давление в колонне предыдущего удаления этилена (MPaG) 2,37
Темп. вверху колонны предыдущего удаления этилена (°С) -26
Темп. в зумпфе колонны предыдущего удаления этилена (°С) 70
Давление в абсорбере этилена (MPaG) 2,29
Темп. вверху абсорбера этилена (°С) -15
Темп. в зумпфе абсорбера этилена (°С) -27
Давление в колонне для регенерации этилена (MPaG) 1,95
Темп. вверху колонны для регенерации этилена (°С) -61
Темп. в зумпфе колонны для регенерации этилена (°С) -47
Давление в деметанизаторе (MPaG) 2,7
Темп. вверху деметанизатора (°С) -74
Темп. в зумпфе деметанизатора (°С) -1
Давление в дефлегматоре этилена (MPaG) 2,56
Темп. вверху дефлегматора этилена (°С) -18
Темп. в зумпфе дефлегматора этилена (°С) 127

Содержание этилена в этиленовом продукте полимеризационного уровня, полученного при данных технологических параметрах, составляет до 99,95%, а содержание пропилена в пропиленовом продукте полимеризационного уровня составляет до 99,5%.

1. Способ сепарации газа крекинга метанола и производства малоуглеродистого алкена полимеризационного уровня, содержащий:
(1) стадию сжатия, в которой газ крекинга метанола поступает в компрессорную систему с многоступенчатым сжатием, при этом давление газа крекинга метанола, подверженного трехступенчатому или четырехступенчатому сжатию, достигает до 1,1-2,5 МПаГ;
(2) стадию обезвреживания, в которой газ крекинга метанола, сжатый в стадии (1), очищается от примесей на системе обезвреживания, в результате получается рафинированный газ крекинга, при этом концентрация CO2 в газе крекинга метанола, обработанном в стадии обезвреживания, составляет менее 1 млн-1, и/или общее содержание алкина составляет менее 5 млн-1;
(3) стадию абсорбции и сепарации, при которой рафинированный газ крекинга, полученный в стадии (2), поступает поочередно в колонну предыдущего удаления этилена, абсорбер этилена, деметанизатор и дефлегматор этилена, в результате получаются этиленовый продукт полимеризационного уровня и фракция С4 и/или тот же самый газ поступает поочередно в колонну предыдущего удаления этилена, деэтанизатор, депропанизатор и колонну ректификации пропилена, в результате получается пропиленовый продукт полимеризационного уровня и продукт С5.

2. Способ сепарации газа крекинга метанола и производства малоуглеродистого алкена полимеризационного уровня по п.1, отличающийся тем, что в вышеизложенной стадии (2) система обезвреживания включает в себя один или несколькие виды компоновки выбираемых щелочно-промывной колонны, сосуда удаления алкина, деаэратора и сушильной колонны.

3. Способ сепарации газа крекинга метанола и производства малоуглеродистого алкена полимеризационного уровня по п.1, отличающийся тем, что вышеизложенная стадия (3) включает в себя следующее: рафинированный газ крекинга, полученный в стадии (2), сначала поступает в колонну предыдущего удаления этилена, а компоненты, находящиеся вверху колонны предыдущего удаления этилена поступают в абсорбер этилена; компоненты, находящиеся вверху абсорбера этилена, поступают в колонну для регенерации этилена, а компоненты, находящиеся вверху колонны для регенерации этилена, поступают в установку PSA для сбора водорода; компоненты, находящиеся в зумпфе абсорбера этилена, после дальнейшей деметанизации в деметанизаторе, поступают в дефлегматор этилена, в результате из верхней части дефлегматора этилена получается этиленовый продукт полимеризационного уровня.

4. Способ сепарации газа крекинга метанола и производства малоуглеродистого алкена полимеризационного уровня по п.3, отличающийся тем, что в вышеизложенной стадии (3) часть фракции С4, полученной из зумпфа дефлегматора этилена, служит в качестве продукта С4; часть, как горячее загружаемое сырье, возвращается в зумпф абсорбера этилена; остальная часть в качестве абсорбента поступает в верхнюю часть колонны для регенерации этилена.

5. Способ сепарации газа крекинга метанола и производства малоуглеродистого алкена полимеризационного уровня по п.3, отличающийся тем, что в вышеизложенной стадии (3) компоненты, пришедшие из зумпфа колонны для регенерации этилена, совместно с рафинированным газом крекинга, полученным в стадии (2), поступают в колонну предыдущего удаления этилена.

6. Способ сепарации газа крекинга метанола и производства малоуглеродистого алкена полимеризационного уровня по п.3, отличающийся тем, что в вышеизложенной стадии (3) компоненты вверху колонны предыдущего удаления этилена охлаждаются до их поступления в абсорбер этилена, а после поступления их этиленовый компонент подвергается абсорбции фракцией С4.

7. Способ сепарации газа крекинга метанола и производства малоуглеродистого алкена полимеризационного уровня по п.3, отличающийся тем, что в вышеизложенной стадии (3) после поступления компонентов вверху абсорбера этилена в колонну для регенерации этилена их этиленовый компонент подвергается абсорбции фракцией С4, охлажденной до -60 ~ -85°С.

8. Способ сепарации газа крекинга метанола и производства малоуглеродистого алкена полимеризационного уровня по п.7, отличающийся тем, что фракция С4, абсорбирирующая этиленовый компонент в вышеуказанной колонне для регенерации этилена, исходит из части фракции С4, полученной из зумпфа дефлегматора этилена и после охлаждения поступившей в верхнюю часть колонны для регенерации этилена.

9. Способ сепарации газа крекинга метанола и производства малоуглеродистого алкена полимеризационного уровня по п.1, отличающийся тем, что вышеизложенная стадия (3) включает в себя следующие: путем впуска компонентов из зумпфа колонны предыдущего удаления этилена в деэтанизатор и компонентов из зумпфа деэтанизатора в депропанизатор компоненты вверху депропанизатор подвергаются дальнейшей сепарации в колонне ректификации пропилена, в результате получается пропиленовый продукт полимеризационного уровня.

10. Способ сепарации газа крекинга метанола и производства малоуглеродистого алкена полимеризационного уровня по п.9, отличающийся тем, что в вышеизложенной стадии (3) компоненты из зумпфа депропанизатора поступают в дебутанизатор, в результате из зумпфа дебутанизатора получается продукт С5.

11. Способ сепарации газа крекинга метанола и производства малоуглеродистого алкена полимеризационного уровня по п.9, отличающийся тем, что в вышеизложенной стадии (3) этановый продукт получается путем охлаждения и сбора веществ, находящихся вверху деэтанизатор, после поступления компонентов из зумпфа колонны предыдущего удаления этилена в деэтанизатор.

12. Способ сепарации газа крекинга метанола и производства малоуглеродистого алкена полимеризационного уровня по п.9, отличающийся тем, что в вышеизложенной стадии (3) из зумпфа колонны ректификации пропилена получается пропановый продукт.

13. Способ сепарации газа крекинга метанола и производства малоуглеродистого алкена полимеризационного уровня по п.10, отличающийся тем, что в вышеизложенной стадии (3) после поступления компонентов в зумпфе депропанизатора в дебутанизатор охлажденная фракция С4 из верхней части дебутанизатора в качестве абсорбента поступает в абсорбер этилена.

14. Способ сепарации газа крекинга метанола и производства малоуглеродистого алкена полимеризационного уровня по п.1, отличающийся тем, что объемное содержание этилена в полученном этиленовом продукте полимеризационного уровня составляет более 99,95% и/или объемное содержание пропилена в полученном пропиленовом продукте полимеризационного уровня составляет более 99,5%.



 

Похожие патенты:
Изобретение относится к улучшенному способу получения и очистки винилароматических мономеров, включающему: а) подачу потока, состоящего из ароматического углеводорода, вместе с потоком, состоящим по существу из С2-С3 олефина, в секцию алкилирования; б) подачу продуктов реакции, выходящих из секции алкилирования, в первую секцию разделения; в) выпуск из первой секции разделения первого потока, состоящего из непрореагировавшего ароматического углеводорода, который направляют для повторного использования в секцию алкилирования, второго потока, состоящего по существу из моноалкилированного ароматического углеводорода, третьего потока, состоящего по существу из диалкилированных ароматических углеводородов, направляемого в секцию трансалкилирования, и четвертого потока, состоящего по существу из смеси полиалкилированных ароматических углеводородов; г) подачу второго потока стадии (в) в секцию дегидрирования; д) подачу продуктов реакции, выходящих из секции дегидрирования, во вторую секцию разделения/очистки, включающую по меньшей мере одну дистилляционную колонну; е) выпуск потока, состоящего из винилароматического мономера чистотой, превышающей 99,7 масс.%, из верхней части указанной по меньшей мере одной дистилляционной колонны, и характеризующемуся тем, что: после первого охлаждения с возвратом тепла покидающий стадию дегидрирования газ после промывания распыляемой водой подают в оболочку пучка труб расположенного вертикально или горизонтально теплообменника, в трубах которого течет охлаждающая текучая среда, причем в теплообменнике газ конденсируется; подачу газа осуществляют из нижней части теплообменника с жидкостью, полученной конденсацией, которая стекает противотоком и покидает теплообменник, полностью или частично, также из нижней части оболочки теплообменника и которую направляют во вторую секцию разделения/очистки (д); возможный газ и несконденсированные вещества выходят из верхней части оболочки теплообменника.

Изобретение относится к способу очистки алкилароматических соединений с алкильной цепью 9-25 атомов углерода, включающему следующие стадии: i) разделение смеси алкилароматических соединений в ректификационной колонне, которая отделяет от 60 до 85 мас.% исходного сырья через верхнюю часть колонны, с получением легкой фракции и тяжелой фракции, ii) разделение тяжелой фракции стадии (i) в ректификационной колонне, которая работает при давлении в верхней части от 0 до 0,1 МПа (от 0 до 1 бар), при температуре в нижней части от 175 до 290°С и при температуре в верхней части от 90 до 200°С, с получением легкой фракции и тяжелой фракции, iii) удаление предшественников хромофоров из легкой фракции стадии (ii) посредством перколяционной фильтрации через неподвижный слой применяемого для очистки твердого вещества, iv) удаление при помощи перегонной колонны, которая работает при температуре в диапазоне от 60 до 250°С, легких побочных продуктов, полученных на стадии (iii), v) смешивание очищенного алкилата, полученного на стадии (iv), с наиболее легкой фракцией, полученной при перегонке на стадии (i).

Изобретение относится к нефтеперерабатывающей и нефтехимической промышленности и может быть использовано для переработки тяжелого углеводородного сырья, нефти, остаточного нефтяного сырья, нефтеконцетратов, выделенных из нефтесодержащих отходов.

Изобретение относится к способу переработки нефтехимического сырья, включающего нафту, содержащую углеводороды от С5 до С9+, в котором осуществляют каталитический крекинг исходного сырья, содержащего тяжелые углеводороды с образованием потока сырья, включающего нафту, посредством контакта потока исходного сырья тяжелых углеводородов с катализатором крекинга углеводородов в реакционной зоне с псевдоожиженным слоем с получением выходящего потока ряда углеводородных продуктов, включающих легкие олефины; ввод сырья, включающего нафту, содержащую углеводороды от С5 до С9+, в разделительную колонну с разделительной перегородкой и разделение указанного сырья на легкую фракцию, включающую соединения, содержащие от пяти до шести атомов углерода, промежуточную фракцию с соединениями, содержащими от семи до восьми атомов углерода, и тяжелую фракцию с соединениями, содержащими более восьми атомов углерода, и крекинг, по меньшей мере, части соединений легкой фракции, содержащих от пяти до шести атомов углерода с образованием выходящего потока крекированных олефинов, включающих олефины С2 и С 3.

Изобретение относится к химической технологии, а именно к способам разделения трудноразделимых смесей, содержащих моноалкилбензол и полиалкилбензол, и может быть использовано в технологиях основного органического синтеза.

Изобретение относится к способу переработки отходов производства изопрена из 4,4-диметил-1,3-диоксана, заключающемуся в разделении ректификацией высококипящих побочных продуктов, образующихся при синтезе 4,4-диметил-1,3-диоксана из изобутилена и формальдегида в присутствии кислотного катализатора, выделенных из масляного и водного слоев и являющихся кубовым остатком ректификации 4,4-диметил-1,3-диоксана, используемого для получения изопрена разложением на кальцийфосфатном катализаторе, включающему предварительное удаление под вакуумом из высококипящих побочных продуктов в первой колонне легкокипящей широкой фракции углеводородов и последующую отгонку углеводородов из оставшегося кубового продукта первой колонны в процессе его обработки острым водяным паром и характеризующемуся тем, что отгонку легкокипящей широкой фракции углеводородов в первой колонне проводят при остаточном давлении 0,00065-0,0055 МПа в верхней части колонны с выдерживанием температуры вспышки оставшегося в первой колонне кубового продукта в пределах 115-130°С путем изменения температуры в кубовой части первой колонны в интервале 165-185°С, кубовый продукт первой колонны направляют во вторую колонну на перегонку с острым водяным паром, причем массовое соотношение водяной пар:углеводороды выдерживают 2,5-4,0:1,0 при избыточном давлении во второй колонне 0,01-0,03 МПа, первый готовый продукт - оксаль выводят из второй колонны с температурой вспышки 180-210°С, отогнанные из верхней части второй колонны пары углеводородов и воды после конденсации подают в третью колонну и при избыточном давлении в верхней части колонны 0,05-0,07 МПа погон колонны, состоящий в основном из водяных паров, возвращают в верхнюю часть второй колонны, избыток после конденсации подают на биологическую очистку, полученные в кубовой части третьей колонны диоксановые спирты - оксанол выводят в виде второго готового продукта.

Изобретение относится к усовершенствованному способу отделения потока, содержащего пропан и/или бутаны, от исходных углеводородов, содержащих примеси алкилмеркаптанов, путем фракционной дистилляции с получением жидкой фазы и отделенного потока из головной части колонны при таком давлении, что отделенный поток из головной части колонны, содержащий указанный пропан и/или бутаны, находится при температуре в пределах от 50 до 100°С, включающему (i) введение в указанные исходные углеводороды количества кислорода, достаточного для окисления меркаптанов в них, (ii) проведение фракционной дистилляции полученной смеси в колонне, содержащей, по меньшей мере, один слой катализатора, который окисляет меркаптаны до соединений серы с более высокими температурами кипения, и (iii) отделение соединений серы с более высокими температурами кипения в виде части жидкой фазы дистилляции.

Изобретение относится к области каталитических процессов, а именно получению стирола каталитическим дегидрированием этилбензола, и может быть использовано в нефтехимической промышленности.

Изобретение относится к способу получения изопрена путем жидкофазного взаимодействия компонентов сырья - формальдегида и, возможно, веществ, являющихся источником формальдегида, с трет-бутанолом, возможно, изобутиленом или веществами, являющимися источником изобутилена, и, возможно, полупродуктами - предшественниками изопрена, в присутствии сильного кислотного катализатора и воды с использованием мольного избытка трет-бутанола или изобутилена к формальдегиду или веществам, являющимся источником формальдегида, при температуре и давлении, обеспечивающих переход изопрена в паровую фазу с последующим его выделением, осуществляемый с подводом тепла в реакционную зону реактора, оснащенную массообменной насадкой, за счет циркуляции подогреваемого кислого водного слоя с обеспечением перепада температуры по высоте реакционной зоны, характеризующемуся тем, что реактор имеет одну или более дополнительных последовательно установленных реакционных зон, оснащенных массообменной насадкой, в каждую зону подают сырье через распределительные устройства, при этом тепло в дополнительно установленные реакционные зоны дополнительно подводят паровой фазой через распределительные устройства с предыдущей реакционной зоны с поддержанием температуры и давления в них, обеспечивающих переход основного количества трет-бутанола и изобутилена в паровую фазу и перепад температур по высоте каждой реакционной зоны 3-7°С.

Изобретение относится к способу разложения гидроперекиси кумола кислотным катализатором на фенол и ацетон в системе полого реактора с обратным смешением и вихревым движением в нем продуктов реакции, с охлаждением реакционной массы разложения в теплообменнике-холодильнике, с применением каталитической системы в виде 0,3-0,5 мас.% раствора серной кислоты в ацетоне, при подаче катализатора в линию всаса циркуляционного насоса в среду реакционной массы, регулированием остаточного содержания гидроперекиси в конце цикла обратного смешения с помощью «трубы контрольного разложения», в котором небольшая часть реакционной массы смешивается со всем количеством кислотного катализатора, вводимого в систему разложения, с разложением продуктов реакции, отобранных из системы обратного смешения, путем нагрева их, выдержки в аппарате структурного потока и ступенчатым снижением кислотности в этом аппарате путем подачи воды в конце первой четверти длины аппарата и быстрого охлаждения реакционной смеси на выходе из аппарата структурного потока.
Изобретение относится к способу получения изобутилена разложением метил-третично-бутилового эфира на гетерогенном катализаторе при повышенной температуре, характеризующемуся тем, что в качестве катализатора используют кальций-боро-фосфатный катализатор и процесс проводят при атмосферном давлении, в присутствии водяного пара при следующих условиях: температура 200-250°С, объемная скорость подачи МТБЭ 1,0-2,0 ч-1.

Изобретение относится к применению катализаторов для превращения кислородсодержащих соединений до низших олефинов. .

Изобретение относится к одностадийному способу газофазного получения изопрена, включающему взаимодействие формальдегида с изобутиленом, или изобутилен содержащим сырьем, или производными изобутилена в присутствии катализатора, характеризующемуся тем, что взаимодействие проводят в присутствии твердофазного катализатора, содержащего фосфаты, выбранные из ряда фосфатов циркония, ниобия или тантала.

Изобретение относится к способу получения легких олефинов, который включает следующие стадии: (а) контактирование метанолсодержащего сырья (12), где содержание метанола в сырье составляет 65-100% вес., в реакционной зоне конверсии метанола (14) с катализатором в условиях процесса, которые эффективны для получения потока, выходящего из реакционной зоны (16) конверсии метанола, содержащего диметиловый эфир и воду, при этом эффективные условия включают температуру в интервале 200-300°С, давление в интервале 200-1500 кПа и массовую объемную скорость подачи в интервале 2-15 ч-1; (b) удаление по меньшей мере части воды из потока, выходящего из реакционной зоны конверсии метанола, с образованием первого технологического потока (22), содержащего диметиловый эфир и имеющего пониженное содержание воды; (с) контактирование сырья, содержащего по меньшей мере часть первого технологического потока, в реакционной зоне (26) конверсии кислородсодержащих соединений с катализатором конверсии кислородсодержащих соединений в условиях процесса, которые эффективны для превращения по меньшей мере части сырья в поток (30) продуктов превращения кислородсодержащих соединений, содержащий легкие олефины, содержащие С2 и С3 олефины, и тяжелые олефины, содержащие С4+ олефины, причем эффективные условия конверсии кислородсодержащих соединений включают давление процесса по меньшей мере 240 кПа (абс) и температуру в интервале 200-700°С; (d) взаимодействие по меньшей мере части (44) тяжелых олефинов из потока продуктов превращения кислородсодержащих соединений в зоне (46) превращения тяжелых олефинов с образованием потока (50), выходящего из зоны превращения тяжелых олефинов и содержащего дополнительное количество легких олефинов, где зона превращения тяжелых олефинов является или зоной процесса крекинга олефинов, или зоной процесса метатезиса олефинов; и (е) извлечение по меньшей мере части дополнительных легких олефинов из потока, выходящего из зоны превращения тяжелых олефинов, в котором общее количество олефинов включает дополнительное количество легких олефинов стадии (е) и в котором содержание пропилена в общем количестве легких олефинов выше, чем в способе, который не включает стадии (а) и (b) и использует метанолсодержащее сырье на стадии (с).

Изобретение относится к способу обработки отработанного катализатора процесса превращения сырья, содержащего оксигенат, в олефины. .

Изобретение относится к одностадийному способу газофазного получения изопрена, включающему взаимодействие формальдегида с изобутиленом, третбутиловым спиртом, метилтретбутиловым эфиром, этилтретбутиловым эфиром или их смесью с изобутиленом в присутствии катализатора, содержащего гетерополикислоту или ее соли, и характеризующемуся тем, что взаимодействие проводят в присутствии твердофазного катализатора, содержащего от 0,1 до 90 мас.% гетерополикислоты или ее соли на пористом носителе состава Al2O 3·(10-300)SiO2, причем процесс осуществляют в условиях газофазной конденсации при 200-450°С, при атмосферном давлении, при скорости подачи сырья 0,5-15 г/г·ч и массовом отношении изобутилена к формальдегиду, равном (1-20):1.
Изобретение относится к способу отделения и освобождения катализатора в реакции превращения кислородсодержащих соединений в олефины, который включает стадии: (а) превращения кислородсодержащих соединений в олефины во флюидизированной зоне в реакторе в присутствии катализатора типа молекулярных сит, имеющего углеродсодержащие отложения, где указанные кислородсодержащие соединения выбирают из группы, состоящей из метанола, этанола, диметилового эфира или их смеси; (b) отбора из реактора исходящего потока, содержащего олефины, причем исходящий поток захватывает часть катализатора, имеющего углеродсодержащие отложения; (с) отделения части катализатора от исходящего потока путем контактирования исходящего потока с нейтрализованной жидкой средой гашения в колонне гашения, чтобы образовать поток, содержащий катализатор; при этом нейтрализацию среды гашения проводят в отдельной секции после отделения части катализатора; и (d) сжигания в установке для сжигания углеродсодержащих отложений, которые находятся в той части катализатора, которая находится в потоке, содержащем катализатор.

Изобретение относится к способу производства базового масла, характеризующемуся тем, что исходный сырьевой материал, состоящий из по меньшей мере одного спирта, выбранного из группы, состоящей из первичных и вторичных насыщенных и ненасыщенных С1-С40-одноатомных спиртов, диолов и полиолов, конденсируют в присутствии 1-20 мас.% основного катализатора, выбранного из гидроксидов и алкоксидов щелочных и щелочно-земельных металлов и оксидов металлов, в сочетании с 0,05-1 мас.% сокатализатора, содержащего соль хрома (III), марганца (II), железа (II), кобальта (II), свинца (II) или палладия, или оксида олова или оксида цинка, при температуре от 200 до 300°С, продукт конденсации подвергают гидродезоксигенированию в присутствии катализатора гидродезоксигенирования при давлении водорода от 0,1 до 20 МПа, при температуре от 100 до 500°С, и затем подвергают гидроизомеризации в присутствии катализатора изомеризации при давлении водорода от 0,1 до 20 МПа, при температуре от 100 до 500°С.
Наверх