Способы и устройства для производства олефина



Способы и устройства для производства олефина
Способы и устройства для производства олефина
Способы и устройства для производства олефина
Способы и устройства для производства олефина
Способы и устройства для производства олефина

 


Владельцы патента RU 2556214:

ЮОП ЛЛК (US)

Изобретение относится к способу получения олефина, который включает в себя стадии: подачи потока сырья, который содержит парафиновый углеводород, в секцию дистилляции; подачи потока, выходящего из секции дистилляции, в реактор и взаимодействие потока, выходящего из секции дистилляции, в реакторе с образованием потока, выходящего из реактора, содержащего олефин; подачи потока сырья отгонной колонны, который сообщается с и находится ниже по ходу потока от потока, выходящего из реактора, в отгонную колонну олефина; подачи потока, выходящего из отгонной колонны, в компрессор теплового насоса; и подачи потока, выходящего из компрессора теплового насоса, в секцию дистилляции и использования тепла из потока, выходящего из компрессора теплового насоса, для подогрева потока секции дистилляции, который содержит непрореагировавший парафиновый углеводород. Использование настоящего изобретения позволяет значительно сэкономить теплоту. 9 з.п. ф-лы, 5 ил.

 

Область техники, к которой относится изобретение

Настоящее изобретение относится к способам производства олефина, в том числе к способу дегидрирования. Другой областью является производство пропилена.

Уровень техники

Олефиновые углеводороды являются ценным сырьем для производства разнообразных материалов, включая многие нефтехимические продукты. В некоторых процессах дегидрирования насыщенные углеводороды с короткой цепочкой подвергаются модификации с образованием соответствующего олефина. Особенно ценным олефином является пропилен, который получают путем дегидрирования пропана. Пропилен представляет собой чрезвычайно ценный нефтехимический продукт, который имеет постоянно растущий спрос. Пропилен используется в производстве полипропилена, акрилонитрила, акриловой кислоты, акролеина и многих других полезных соединений. Полипропилен широко используется во многих потребительских и промышленных продуктах.

Процессы дегидрирования пропана, в которых производятся олефины, такие как пропилен, могут включать подачу пропана в установку дегидрирования, где с использованием катализатора происходит дегидрирование пропана с образованием пропилена. Поток из установки дегидрирования сжимается компрессором до высокого давления, чтобы разделить непрореагировавший пропан и пропилен в секции извлечения. Сжатый поток из реактора глубоко охлаждается с целью максимального разделения пропана и пропилена.

Поток углеводородного продукта может направляться из установки извлечения в ректификационную колонну удаления этана (деэтанизатор), в которой этан и более легкие компоненты выделяются в виде газа, отбираемого с верха колонны, а пропан и пропилен и высококипящие соединения удаляются в виде донного потока. Затем донный поток направляется в отгонную ректификационную колонну пропилена, где пропилен извлекается как жидкость, отбираемая с верха колонны, а непрореагировавший пропан из донного потока может быть рециркулирован обратно в установку дегидрирования.

Обычно в этих процессах требуется подача значительного количества энергии для выпаривания, повышения давления и других процессов на различных технологических стадиях. Значительная потребность в энергии приводит к высокой стоимости продукта и другим недостаткам.

Раскрытие изобретения

Один пример способа согласно изобретению относится к способу получения олефина, который включает в себя стадии: подачи потока сырья, который содержит парафиновый углеводород, в секцию дистилляции, подачи потока, выходящего из секции дистилляции, в реактор и взаимодействие потока, выходящего из секции дистилляции, в указанном реакторе с получением выходящего из реактора потока, содержащего олефин. Сырьевой поток отгонной колонны, который находится в сообщении с и находится ниже по потоку от потока, выходящего из реактора, направляется в отгонную колонну олефина, причем поток, выходящий из отгонной колонны олефина, направляется в компрессор теплового насоса. Поток, выходящий из компрессора теплового насоса, направляется в секцию дистилляции, при этом тепло потока, выходящего из компрессора теплового насоса, используется, чтобы подогреть поток секции дистилляции, который содержит непрореагировавший парафиновый углеводород. Во многих вариантах осуществления изобретения (но не во всех) олефин представляет собой пропилен, а парафиновый углеводород представляет собой пропан. При осуществлении изобретения достигается значительная экономия за счет извлечения тепла из потока, выходящего из компрессора теплового насоса, что ранее не применялось.

Подробное описание чертежей

На фигуре 1 приведена технологическая схема процесса, используемая для иллюстрации примера способа изобретения;

на фигуре 2 приведена технологическая схема секции дистилляции, которая используется для иллюстрации примера способа изобретения;

на фигуре 3 приведена технологическая схема другой секции дистилляции, которая используется для иллюстрации примера способа изобретения;

на фигуре 4 указана технологическая схема еще одной секции дистилляции, которая используется для иллюстрации примера способа изобретения; и

фигура 5 представляет собой технологическую схему процесса, которая используется для иллюстрации другого примера способа изобретения.

Осуществление изобретения

При осуществлении изобретения достигаются значительная экономия и преимущества за счет значительного уменьшения потребления энергии, необходимой для производства пропилена. Во многих вариантах осуществления изобретения это достигается за счет нового способа, в котором используется тепловая энергия, которая в процессах предшествующего уровня техники просто выделялась в окружающую среду. При рассмотрении различных вариантов изобретения, демонстрируемых в описании, можно признать, что изобретение будет находить общее применение в области производства олефинов из парафиновых углеводородов, не ограничиваясь производством пропилена. Однако при практическом осуществлении вариантов изобретения с пропиленом существуют значительные выгоды, поэтому для иллюстрации изобретения был выбран соответствующий пример осуществления.

Обратимся теперь к чертежам, где на фигуре 1 приведена схема одного примера осуществления способа получения пропилена согласно изобретению. Поток 10 сырья подают в секцию 12 дистилляции, в которой удаляются загрязнения в потоке 10 сырья. Указанный поток 10 сырья может содержать различные компоненты, в одном примере он содержит по меньшей мере 95 масс.% пропана, причем примеси включают этан и различные углеводороды с 4 атомами углерода в цепи. Поток 14, выходящий из секции дистилляции, который может содержать в основном пропан, направляется в реактор 16, где он взаимодействует с катализатором с образованием пропилена. Поток, выходящий из реактора, может охлаждаться с целью улучшения извлечения углеводородов (не показано).

Поток 18, выходящий из реактора, содержащий пропилен (с некоторой примесью этана и, возможно, с другими примесями), направляется в колонну 20 деэтанизатор, где удаляются примеси, такие как водород, метан, этан и этилен в виде паров 22, отводимых с верха колонны. Продукт - пропилен и непрореагировавший пропан отбирают в виде донного потока 24 деэтанизатора и направляют в отгонную колонну 26 олефина (которая может представлять собой отгонную колонну пропилена и для удобства может называться "отгонная колонна 26"). Поток 27, отводимый с верха отгонной колонны, содержит высокий процент пропилена. Донный поток 28 отгонной колонны, содержащий непрореагировавший пропан и по меньшей мере часть высококипящих компонентов рециркулируется обратно в секцию 12 дистилляции для удаления высококипящих компонентов.

Дополнительный поток 30, выходящий из отгонной колонны, содержащий по меньшей мере часть, а в некоторых случаях до 100% пропилена в паровой фазе, сжимается в двухступенчатом компрессоре 32 теплового насоса (который для удобства будет называться "КТН 32"). Первый поток 34, выходящий из КТН, рециркулируется в отгонную колонну 26 в виде флегмы, после передачи тепла кипятильнику отгонной колонны (описан ниже), а второй поток 36, выходящий из КТН, имеющий более высокие давление и температуру, направляется в теплообменник 38 секции дистилляции, где он используется для нагревания потока 40 секции дистилляции, который содержит непрореагировавший пропан. Теплообменник 38, а также другие теплообменники, рассматриваемые в изобретении, может иметь любую традиционную конструкцию; одним примером является противоточная кожухотрубная конструкция, и в другом примере используется конструкция с высокой теплопередачей, как, например, технология Highflux™ (доступна от фирмы UOP, Des Plaines, IL) или теплообменник пластинчатого типа. В некоторых (но не всех) вариантах осуществления теплообменник 38 может представлять собой кипятильник и в некоторых вариантах этого изобретения может называться таким образом. Затем второй поток 36, выходящий из КТН, может направляться обратно в отгонную колонну 26 в виде флегмы (как показано) или может направляться в другие узлы схемы, такие, как сборный резервуар пропилена (не показан).

В некоторых устройствах и способах предшествующего уровня техники, в компрессорах теплового насоса, таких как КТН 32, образуется избыточное тепло, которое теряется в окружающую среду. Однако в результате разработки вариантов изобретения, таких, как показаны на фигуре 1, теперь это избыточное тепло улавливается с помощью второго потока 36, выходящего из КТН, и направляется на полноценное использование в кипятильнике 38. Таким образом, достигаются важные преимущества эффективности и экономия затрат. Экономия будет зависеть от различных эксплуатационных параметров, в том числе массового потока и прочего. В некоторых вариантах осуществления потребность в энергии секции 12 дистилляции уменьшается на 2 3 - 3 4 , и достигается весьма значительная экономия.

Обратимся теперь к фигуре 2, где показан более подробный пример секции 12 дистилляции. В этом варианте осуществления секции 12 дистилляции единственную ректификационную колонну обычно разделяют на первую и вторую колонны 50 и 52, расположенные последовательно. В некоторых вариантах эти колонны будут называться колоннами удаления пропана (депропанизаторы), которое отражает их назначение - кондиционирование пропана, чтобы он был подходящим сырьем для реактора 16. Поток 10, содержащий пропан и другие углеводороды, поступает в первую ректификационную колонну 50, где высококипящие компоненты извлекаются с первым донным потоком 56 ректификационной колонны, а пропан извлекается с потоком 54, отводимым с верха ректификационной колонны, и направляется через теплообменник 15 для охлаждения и затем в реактор 16. Затем донный поток 56 первой ректификационной колонны, который содержит немного пропана, а также более высококипящие углеводороды, направляется во вторую ректификационную колонну 52 для извлечения пропана и концентрирования высококипящих углеводородов. Донный поток 56 первой ректификационной колонны показан как донный поток из первой ректификационной колонны 50. Однако можно признать, что указанный донный поток 56 первой ректификационной колонны может быть извлечен из первой ректификационной колонны 50, по желанию в различных положениях, и отсюда следует, что термин "донный поток " используется только для удобства, и не предназначается для ограничения объема изобретения. Это также относится к другим случаям использования в изобретении термина "донный", сделанного в таком контексте.

Поток 58, отводимый с верха второй ректификационной колонны, содержащий большую долю пропана, объединяется с потоком 54, отводимым с верха первой ректификационной колонны, и направляться в реактор 16. Кипятильник 60 второй ректификационной колонны нагревает донный рециркулирующий поток 62 второй ректификационной колонны. Донный поток 64 второй ректификационной колонны, который содержит более тяжелые компоненты, по желанию, удаляется для использования.

Было установлено, что подобная конструкция первой и второй ректификационных колонн 50 и 52 позволяет использовать тепло из КТН 32 (фигура 1), которое в уровне техники терялось в окружающую среду. В частности, в этом варианте осуществления кипятильник 38 первой ректификационной колонны извлекает тепло из второго потока 36, выходящего из КТН, с целью нагревания рециркулирующего потока 57 первой ректификационной колонны. Первая ректификационная колонна 50 и КТН 32 (фигура 1) выполнены таким образом, чтобы температура кипения рециркулирующего потока 57 первой ректификационной колонны была ниже, чем температура второго потока 36, выходящего из КТН, для осуществления указанной возможности. Это может быть выполнено с использованием различных конкретных конфигураций, с изменением эксплуатационных параметров температуры, давления, скорости потока, извлечения пропана в первой ректификационной колонне 50, числа стадий или тарелок в первой и второй ректификационных колоннах 50 и 52 и других параметров. Однако были обнаружены некоторые конструкционные параметры, которые, как предполагается, обеспечивают особенно полезные выгоды и преимущества.

Во многих вариантах осуществления первая ректификационная колонна 50 сконструирована и эксплуатируется таким образом, чтобы температура кипения рециркулирующего потока 57 первой ректификационной колонны не превышала 60°C и в некоторых случаях составляла 57°C. Рециркулирующий поток 57 первой ректификационной колонны (а также донный поток 56 первой ректификационной колонны, который в основном соответствует по качеству рециркулирующему потоку 57) также будет содержать значительное количество непрореагировавшего пропана, которое в некоторых вариантах осуществления составляет по меньшей мере 5 масс.%, в других - по меньшей мере 10 масс.%, и в некоторых вариантах - по меньшей мере 20 масс.%, и другие количества в других вариантах осуществления. Это существенно отличается от предшествующего уровня техники, где обычно указывается, что желательно достижение максимально возможной степени извлечения в ректификационной колонне, причем содержание непрореагировавшего сырья (например, пропана) в рециркулирующем и донном потоках должно быть настолько низким, насколько это возможно. Во многих способах и устройствах предшествующего уровня техники указаны степени извлечения, превышающие 99%, вследствие чего в рециркулирующем и донном потоках содержится меньше чем 1% непрореагировавшего сырья (например, пропана). С другой стороны, в вариантах осуществления настоящего изобретения может быть использована степень извлечения не больше чем 95%, не больше чем 90%, или не больше чем 80%, или другие еще меньшие количества с целью обеспечения возможности использования теплоты второго потока 36, выходящего из КТН. Кроме того, это можно выразить в показателях качества рециркулирующего потока 57 первой ректификационной колонны, а также донного потока 56 первой ректификационной колонны в сопоставлении с донным потоком 64 второй ректификационной колонны. В некоторых вариантах осуществления целесообразно осуществлять эксплуатацию с донным потоком 56 первой ректификационной колонны/рециркулирующим потоком первой ректификационной колонны, имеющим температуру кипения, которая по меньшей мере на 20°C ниже температуры донного потока 64 второй ректификационной колонны.

Качество донного рециркулирующего потока 57 первой ректификационной колонны в варианте осуществления изобретения может влиять на требуемый уровень давления и таким образом на эффективность использования для этой цели энергии второго потока 36, выходящего из КТН. Конструкционные параметры включают конструкцию теплообменника, скорость потока и разность между температурой кипения рециркулирующего потока 57 первой ректификационной колонны и температурой второго потока 36, выходящего из КТН. Во многих вариантах осуществления изобретения целесообразно поддерживать разность между температурой кипения рециркулирующего потока 57 первой ректификационной колонны и температурой второго потока 36, выходящего из КТН (причем второй поток 36, выходящий из КТН, является более горячим, чем рециркулирующий поток 57 первой ректификационной колонны), по меньшей мере на 5°C, по меньшей мере на 8°C, по меньшей мере на 12°C, или на другом уровне, чтобы обеспечить возможность использования теплоты второго потока 36, выходящего из КТН, для нагревания донного потока 56 первой ректификационной колонны. В некоторых вариантах осуществления второй поток 36, выходящий из КТН, сжимают до давления по меньшей мере 25 кг/м2, и в некоторых вариантах осуществления - до 30 кг/м2. При сжатии до 30 кг/м2 второй поток 36, выходящий из КТН, в некоторых вариантах осуществления имеет температуру конденсации 68°C, что позволяет использовать этот поток как источник тепла для донных потоков, имеющих температуру кипения ниже 60°C. Второй поток 36, выходящий из КТН, направляется из кипятильника 38 в отгонную колонну 26 пропилена (фигура 1).

Донный поток 64 второй ректификационной колонны обычно может соответствовать донным потокам из единственной ректификационной колонны предшествующего уровня техники. Он может содержать гораздо меньше непрореагировавшего пропана, чем донный поток 56 первой ректификационной колонны и соответственно имеет более высокую концентрацию углеводородов с длинной цепочкой, с температурой кипения 100°C или выше. Следовательно, может потребоваться пар низкого или даже среднего давления или другой подходящий теплоноситель для нагрева в кипятильнике 60 второй ректификационной колонны.

Хотя на фигуре 2 показаны две ректификационные колонны 50 и 52, расположенные последовательно, могут быть использованы три или более колонны в других вариантах осуществления изобретения. Единственная колонна функционально может быть разделена на любое заданное число колонн в вариантах осуществления изобретения, сконструированных таким образом, чтобы потоки между ними можно было нагревать с помощью потока, выходящего из КТН, такого как поток 36. Также возможны многие другие модификации.

Например, на фигуре 3 продемонстрирована одна альтернативная секция 12 дистилляции, отличающаяся от показанной на фигуре 2 (для удобства обозначена как 12′ на фигуре 3). Секция 12′ дистилляции в основном соответствует секции 12 дистилляции на фигуре 2, за исключением того, что поток 58′, отводимый с верха второй ректификационной колонны, направляется обратно в первую ректификационную колонну 50 для дополнительного извлечения, до подачи в реактор 16. В некоторых вариантах конфигурация фигуры 3 может обеспечить значительные дополнительные преимущества и выгоды. Например, в некоторых приложениях конфигурация отводимого с верха потока 58′ позволит увеличить экономию энергии по сравнению с вариантами осуществления на фигуре 2. Экономия энергии может составлять 10% или больше. В одном примере конструкции число стадий или тарелок в колонне 52′ будет снижено на 35% от их числа в колонне 52 (фигура 2) при прочих равных эксплуатационных параметрах.

Реактор 16 может иметь любую конструкцию, подходящую для превращения парафинового углеводорода в олефин; примером является реактор, в котором парафиновый углеводород превращается при взаимодействии с катализатором. Другим примером является реактор дегидрирования, который может найти конкретное применение для превращения пропана в пропилен. Поскольку в различных вариантах осуществления изобретения могут быть использованы другие конструкции, реактор 16 показан как функциональный узел.

На фигуре 4 продемонстрирован еще один дополнительный вариант осуществления секции 12" дистилляции. В показанном варианте содержащий пропан поток 10 сырья поступает в единственную ректификационную колонну 70. Поток 72, отходящий с верха ректификационной колонны, имеющий высокое содержание пропана, направляется в реактор 16 для превращения в пропилен. Донный поток 74 колонны, содержащий более тяжелые углеводороды с длинной цепочкой, по желанию удаляются для использования. Нижний кипятильник 76 может быть использован для нагревания тяжелого рециркулирующего потока 78. Температура кипения этого рециркулирующего потока может составлять 100°C, в результате может быть использован пар 80 низкого или среднего давления (или другой подходящий теплоноситель) для нагрева указанного потока.

Вариант осуществления секции 12" дистилляции также включает второй кипятильник 38, в котором используется тепло потока 36, выходящего из КТН, для нагревания легкого рециркулирующего потока 82, который содержит легкие компоненты, с более низкой температурой кипения и более короткой цепочкой, чем тяжелый рециркулирующий поток 78. Легкий рециркулирующий поток 82 отводится из ректификационной колонны в точке, расположенной между местом удаления донного потока 74 из ректификационной колонны и ниже местоположения удаления потока 72, отводимого с верха ректификационной колонны. Это положение, по желанию, может быть установлено с целью регулирования качества легкого рециркулирующего потока 82, чтобы его можно было нагревать с использованием второго потока 36, выходящего из КТН. Как обсуждалось выше, можно варьировать различные конструкционные параметры (в том числе скорость потока, температура, конструкция кипятильника 38, состав и другие), чтобы обеспечить эффективный отбор тепла легким рециркулирующим потоком 82 из второго потока 36, выходящего из КТН. Во многих (но не всех) вариантах осуществления этот легкий рециркулирующий поток 82 будет иметь температуру кипения, содержание пропана, температуру и другие характеристики, которые соответствуют качеству донного потока 56 первой ректификационной колонны, как показано на фигуре 2 и рассмотрено выше.

Фигура 5 используется для иллюстрации еще одного примера способа изобретения. Фигура 5 включает в себя секцию дистилляции, показанную обобщенно позицией 12, что согласуется с показанной на фигуре 2, и рассмотренной выше в описании. Однако эту секцию можно легко заменить секцией 12′ дистилляции (фигура 3), секцией 12" дистилляции (фигура 4) или другими. Другие элементы варианта осуществления, показанного на фигуре 5, также согласуются с различными другими вариантами осуществления, показанными на других фигурах и рассмотренными в описании. Для удобства используются соответствующие номера позиций, причем обсуждение этих элементов не будет повторяться с целью краткости изложения.

Однако способ осуществления изобретения, показанный на фигуре 5, также включает несколько иллюстративных элементов, которые выше никак не обсуждались и не рассматривались. Колонна 90 деэтанизатор предусмотрена после реактора 16. Эта колонна 90 деэтанизатор может быть ректификационной колонной, которая используется для отделения этана, этилена и других легких углеводородов, выпускаемых в потоке 92, отводимым с верха деэтанизатора, из более тяжелого пропан/пропиленового донного потока 94 деэтанизатора. Рециркулирующий поток (не показан) может выводиться из колонны 90 деэтанизатора, вблизи ее нижнего выхода, нагреваться в кипятильнике деэтанизатора (не показан) и рециркулироваться обратно в колонну 90 деэтанизатор, чтобы повысить степень удаления примесей и таким образом увеличить концентрацию пропилена в донном потоке 94 деэтанизатора. Указанный донный поток 94 деэтанизатора поступает в отгонную колонну 26.

Поток 27, отводимый с верха отгонной колонны 26, поступает в сепаратор 100, где жидкая фаза пропилена отделяется от паровой фазы. Сепаратор 100 может представлять собой всасывающий барабан компрессора, в котором осаждаются капли жидкости из потока 27, отводимого с верха отгонной колонны (который, главным образом, находится в паровой фазе), расположенный выше по потоку от КТН 32. Донный поток 98 из отгонной колонны 26 более тяжелого пропилена используется по желанию, и в некоторых вариантах осуществления может направляться в первую ректификационную колонну 50 (не показана на фигуре 5). Донный поток 102 пропилена в жидкой фазе выводится из сепаратора 100 и направляется в резервуар-хранилище (не показан) или на другое использование, по желанию. В некоторых вариантах осуществления часть пропиленового донного потока 102 возвращается в отгонную колонну 26 в виде флегмы. Поток 27′, отходящий с верха отгонной колонны (обозначение означает поток, находящийся ниже по потоку от сепаратора 100) направляется в КТН 32.

Предназначением КТН 32 является сжатие парового потока 27′, отходящего с верха отгонной колонны, при выбранном рабочем давлении (которое является эффективным для разделения пропана и пропилена путем дистилляции). Во многих (но не всех) вариантах осуществления пропилен не может конденсироваться с использованием экономичных приемов, как например, путем обмена с охлаждающей водой или окружающим воздухом. Во многих вариантах осуществления КТН 32 представляет собой двухступенчатый компрессор. На первой ступени поток 27′, отходящий с верха отгонной колонны сжимается до первого давления, и на второй ступени сжимается до более высокого давления. Поток 27′, отходящий с верха отгонной колонны может выходить из сепаратора 100 при различных значениях температуры и давления, которые могут быть подходящими в различных рабочих условиях. В некоторых вариантах осуществления паровой поток 27′, выходящий с верха отгонной колонны, находится под давлением 7 кг/см2. В некоторых вариантах осуществления на первой ступени КТН 32 паровой поток 27′, входящий с верха отгонной колонны, сжимается до удвоенного давления, или 14 кг/см2. В этих вариантах осуществления указанные горячие пары имеют температуру конденсации 33°C.

В вариантах осуществления, как например показанном на фигуре 5, используется конфигурация КТН 32, в которой первый поток 34, выходящий из КТН, сжимается до значений давления и температуры, при которых возможен эффективный обмен с жидкостью в рециркулирующем потоке 110 отгонной колонны пропилена в кипятильнике 112 отгонной колонны пропилена. В некоторых вариантах осуществления рециркулирующий поток 110 в отгонной колонне пропилена имеет температуру 22°C. Как показано, в некоторых вариантах осуществления существует избыточное теплосодержание в первом потоке 34, выходящем из КТН. Указанный первый поток 34, выходящий из КТН, можно использовать для дополнительного сжатия до более высокого давления и температуры отходящего с верха потока 20′, поступающего в отгонную колонну, во второй ступени.

В некоторых вариантах осуществления давление указанного второго потока 36, выходящего из КТН, увеличено в 2 раза относительно давления первого потока 34, выходящего из КТН. В некоторых вариантах осуществления давление второго потока 36, и выходящего из КТН, увеличено до 30 кг/см2, что повышает температуру конденсации пара до 68°C. Это обеспечивает эффективное использование первого потока 34, выходящего из КТН, в кипятильнике секции дистилляции 12 (фигура 1), как обсуждалось выше, и показано на фигуре 5 (или в других вариантах осуществления, применяемых для секций 12′, 12" дистилляции или других). Ниже по ходу от кипятильника 38, теперь сконденсированный первый поток 34, выходящий из КТН, направляется в сепаратор 100. Кроме того, предусмотрен байпасный клапан 114, который обеспечивает возможность конденсации первого потока 34, выходящего из КТН, через теплообменник 116, и затем этот поток направляется непосредственно в сепаратор 100. Теплообменник 116 может иметь, например, кожухотрубную конструкцию, причем в теплообменнике используется вода для удаления тепла. Это может быть использовано, например, для обеспечения изменений нагрузки и производительности - если только в кипятильнике 38 можно использовать меньше тепла, которое имеется в первом потоке 34, выходящем из КТН, причем часть потока можно направлять в обход, за счет работы байпасного клапана 114.

Можно признать, что в различных вариантах осуществления изобретения, описанного выше, обеспечиваются значительные преимущества и выгоды по сравнению с предшествующим уровнем техники. В частности достигается значительная экономия энергии и затрат. Согласно оценке суммарное потребление энергии может быть снижено на 10% или больше. Экономия будет изменяться в зависимости от масштаба производства и стоимости энергии, однако для процесса промышленного масштаба экономия может составлять от 1 до 5 млн. долларов США при существующей цене на энергию.

Кроме того, можно признать, что описание элементов примеров и вариантов осуществления приведено в изобретении только с целью иллюстрации изобретения на примерах и что такое описание не предназначено для ограничения объема заявленного изобретения. Вполне можно признать, что легко могут быть осуществлены вариации, комбинации, изменения, удаления и добавления к примерам осуществления, приведенным в описании. При рассмотрении различных примеров осуществления и приведенных там технологических схем, можно признать, что с целью краткости, опущены некоторые моменты способа, которые не являются существенными для вариантов осуществления изобретения. Например, различные реакторы, теплообменники, конфигурация трубной обвязки и другие технологические аспекты могут иллюстрироваться и обсуждаться без ссылок на масштаб. Изобретение не ограничивается каким-либо конкретным масштабом, хотя некоторые варианты осуществления могут быть изображены таким образом. Кроме того, иллюстрирование и обсуждение различных клапанов и других традиционных технологических аспектов могут быть исключены, если они не являются существенными для объема осуществления изобретения. Хотя обсуждение и конкретные примеры осуществления изобретения сделаны для практического применения в производстве пропилена из пропана, многие другие варианты изобретения могут найти применение для превращения других парафиновых углеводородов в другие олефины.

1. Способ получения олефина, который включает в себя стадии:
подачи потока (10) сырья, который содержит парафиновый углеводород, в секцию (12) дистилляции;
подачи потока (14), выходящего из секции дистилляции, в реактор (16) и взаимодействие потока (14), выходящего из секции дистилляции, в реакторе (16) с образованием потока (18), выходящего из реактора, содержащего олефин;
подачи потока (24) сырья отгонной колонны, который сообщается с и находится ниже по ходу потока от потока (18), выходящего из реактора, в отгонную колонну (26) олефина,
подачи потока (30), выходящего из отгонной колонны, в компрессор (32) теплового насоса; и
подачи потока (36), выходящего из компрессора теплового насоса, в секцию (12) дистилляции и использования тепла из потока (36), выходящего из компрессора теплового насоса, для подогрева потока (40) секции дистилляции, который содержит непрореагировавший парафиновый углеводород.

2. Способ получения олефина по п. 1, в котором секция (12) дистилляции содержит множество отдельных ректификационных колонн (50, 52), расположенных последовательно, причем поток секции дистилляции, который содержит непрореагировавший парафиновый углеводород, представляет собой рециркулирующий поток (57) первой ректификационной колонны (50), которая подает донный поток (56) первой ректификационной колонны во вторую ректификационную колонну (52) для дополнительного извлечения парафинового углеводорода.

3. Способ получения олефина по п. 2, в котором рециркулирующий поток (57) первой ректификационной колонны имеет температуру кипения, которая больше чем на 20°C ниже температуры кипения донного потока (64) второй ректификационной колонны.

4. Способ получения олефина по п. 2, в котором поток (54), отводимый с верха первой ректификационной колонны, и поток (58), отводимый с верха второй ректификационной колонны, объединены и находятся в сообщении с отгонной колонной олефина (26), находящейся ниже по ходу потока от реактора (16).

5. Способ получения олефина по п. 1, в котором секция (12) дистилляции содержит ректификационную колонну (70), имеющую верхний кипятильник (38), который использует тепло потока (36), выходящего из компрессора теплового насоса, чтобы нагреть рециркулирующий поток (82), отбираемый из ректификационной колонны (70) в местоположении выше точки удаления донного потока (74) ректификационной колонны и ниже точки удаления потока (72), отводимого с верха ректификационной колонны, причем рециркулирующий поток (82) рециркулируется обратно в ректификационную колонну (70) для дополнительного извлечения парафинового углеводорода, после подогрева с помощью кипятильника (38).

6. Способ получения олефина по п. 1, в котором олефин представляет собой пропилен, парафиновый углеводород представляет собой пропан, и способ дополнительно включает стадии:
подачи потока (14), выходящего из секции дистилляции, в теплообменник (15), расположенный выше по ходу потока от реактора (16), для конденсации;
подачи потока (18), выходящего из реактора, в секцию (20) деэтанизации, которая находится выше по ходу потока от отгонной колонны (26) олефина;
причем поток (24) сырья отгонной колонны, подаваемый в отгонную колонну пропилена, представляет собой донный поток (24) деэтанизатора; и
подачи потока (27), отводимого с верха отгонной колонны (26) пропилена в компрессор (32) теплового насоса.

7. Способ получения олефина по п. 1, в котором компрессор (32) теплового насоса представляет собой двухступенчатый компрессор теплового насоса, при этом поток (36), выходящий из компрессора теплового насоса, представляет собой первый поток, выходящий из компрессора теплового насоса, при этом способ дополнительно включает стадию рециркуляции второго потока (34), выходящего из компрессора теплового насоса, в отгонную колонну (26) олефина, причем первый поток (36), выходящий из компрессора теплового насоса, имеет давление, которое превышает давление второго потока (34), выходящего из компрессора теплового насоса.

8. Способ получения олефина по п. 1, в котором олефин представляет собой пропилен, парафиновый углеводород представляет собой пропан, и где поток (36), выходящий из компрессора теплового насоса, имеет температуру конденсации по меньшей мере на 5°C выше температуры кипения потока секции дистилляции, который нагревается потоком (57), выходящим из компрессора теплового насоса.

9. Способ получения олефина по п. 1, в котором олефин представляет собой пропилен и где компрессор (32) теплового насоса представляет собой двухступенчатый компрессор теплового насоса, поток (36), выходящий из компрессора теплового насоса, направляемый в секцию дистилляции, представляет собой первый поток, выходящий из компрессора теплового насоса, и способ дополнительно включает в себя стадии:
подачи потока (27), выходящего из отгонной колонны, в сепаратор (100), который находится выше по ходу потока от компрессора (32) теплового насоса;
сбора жидкого потока (102) пропиленового продукта из сепаратора (100);
подачи первого потока (36), выходящего из компрессора теплового насоса, из секции дистилляции в сепаратор (100); и,
подачи второго потока (34), выходящего из компрессора теплового насоса, имеющего давление и температуру ниже, чем соответствующие параметры потока (36), выходящего из компрессора теплового насоса, в кипятильник (112) отгонной колонны, в котором циркулирует поток (110) из отгонной колонны (26) пропилена.

10. Способ получения пропилена по п. 9, дополнительно включающий стадию подачи второго потока (34), выходящего из компрессора теплового насоса, из кипятильника (112) отгонной колонны в отгонную колонну (26) пропилена.



 

Похожие патенты:

Изобретение относится к способу олигомеризации одного или нескольких углеводородов, включающему в себя стадии, на которых: A) подают промытое сырье, включающее один или несколько С3- и С4-углеводородов, в первую зону отделения, при этом указанное промытое сырье, включающее один или несколько С3- и С4-углеводородов, было подвергнуто промывке водой для удаления одного или более нитриловых соединений; B) отделяют в указанной первой зоне отделения первый поток, содержащий количество С3-олефинов, эффективное для олигомеризации; C) сушат по меньшей мере часть первого потока для уменьшения содержания воды в первом потоке и получения высушенного первого потока; D) отделяют в указанной первой зоне отделения второй поток, содержащий количество одного или нескольких С4-олефинов, эффективное для олигомеризации, при этом указанный второй поток по существу не содержит воды; E) подают по меньшей мере часть высушенного первого потока в первую зону олигомеризации для получения первого выходящего потока, содержащего как С9-углеводороды, так и С12-углеводороды, F) подают по меньшей мере часть второго потока во вторую зону олигомеризации для получения второго выходящего потока, содержащего как C8-углеводороды, так и С12-углеводороды, причем указанный второй выходящий поток представляет собой поток, отдельный от первого выходящего потока; G) подают по меньшей мере часть указанного первого выходящего потока и по меньшей мере часть указанного второго выходящего потока во вторую зону отделения; и H) отделяют в указанной второй зоне отделения по меньшей мере один поток, содержащий один или более C8-, С9- и С12-углеводородов.

Изобретение относится к способу получения углеводородных продуктов, включающему стадии: (a) обеспечение синтез-газа, содержащего водород, монооксид углерода и диоксид углерода; (b) реакция превращения синтез-газа в оксигенатную смесь, содержащую метанол и диметиловый эфир, в присутствии одного или более катализаторов, которые совместно катализируют реакцию превращения водорода и монооксида углерода в оксигенаты, при давлении, по меньшей мере, 4 МПа; (c) извлечение со стадии (b) оксигенатной смеси, содержащей количества метанола, диметилового эфира, диоксида углерода и воды вместе с непрореагировавшим синтез-газом, и введение всего количества оксигенатной смеси без дополнительной обработки в стадию каталитического превращения оксигенатов (d); (d) реакция оксигенатной смеси в присутствии катализатора, который является активным в превращении оксигенатов в высшие углеводороды; (e) извлечение выходящего потока со стадии (d) и разделение выходящего потока на хвостовой газ, содержащий диоксид углерода, возникающий из синтез-газа, и доксид углерода, образованный на стадии (b), жидкую углеводородную фазу, содержащую полученные на стадии (d) высшие углеводороды, и жидкую водную фазу, где давление, применяемое на стадиях (c)-(e), является по существу таким же, как применяемое на стадии (b), причем часть хвостового газа, полученного на стадии (e), рециркулируют на стадию (d), а остальную часть хвостового газа отводят.

Изобретение относится к способу изомеризации потока сырья, содержащего один или более углеводородов С4-С6. Способ включает: A) контактирование потока сырья в реакционной зоне изомеризации с катализатором изомеризации в условиях изомеризации, чтобы получить поток, вытекающий из зоны изомеризации; B) пропускание по меньшей мере части потока, вытекающего из зоны изомеризации, в зону стабилизатора и извлечение стабилизированного верхнего потока, который содержит один или более С5- углеводородов, нижнего потока, который содержит по меньшей мере 85 масс.% одного или более С6+ углеводородов, и боковой фракции, содержащей по меньшей мере 85 масс.% одного или более С5+ углеводородов.

Изобретение относится к способу дистилляции, включающему следующие стадии: (a) подвергают дистилляции первый поток более высококипящего сырья в первой дистилляционной колонне при первом давлении для отделения первого потока С8-ароматических соединений от первого потока С9- и более тяжелых ароматических соединений; (b) подвергают дистилляции второй поток более низкокипящего сырья во второй дистилляционной колонне при втором давлении для отделения второго потока C8-ароматических соединений от второго потока C9- и более тяжелых ароматических соединений; и (c) пропускают верхний поток из второй дистилляционной колонны в один или больше кипятильников первой дистилляционной колонны и генератор пара.

Изобретение относится к установке для получения пара-ксилола, которая предполагает ряд возможных путей энергосбережения за счет осуществления обмена теплотой в пределах установки.

Изобретение относится к способу производства отдельного изомера ксилола из исходных сырьевых потоков, содержащих ароматические соединения С8, ароматические соединения С9 и более тяжелые ароматические соединения.

Изобретение относится к способу выделения этилена полимеризационной чистоты из сухих газов каталитического крекинга, включающему предварительную очистку от примесей, компримирование и низкотемпературное охлаждение.

Изобретение относится к разделению углеводородов. Установка для дистилляционного отделения первого компонента от смеси включает перегонную колонну, содержащую секцию ректификации с выходом для верхнего парового потока, выпарную секцию с выходом для кубового жидкого потока и сырьевую секцию со входом для сырья, расположенную между секцией ректификации и выпарной секцией, ребойлер кубового содержимого для повторного испарения кубового жидкого потока, поступающего из выпарной секции, верхнюю секцию конденсации для конденсации верхнего парового потока, выходящего из секции ректификации, боковой пароотвод из секции ректификации, тепловой насос-компрессор, имеющий вход, который сообщается по текучей среде с боковым пароотводом, и выход, и второй ребойлер-теплообменник, имеющий жидкостную сторону, сообщающуюся по текучей среде с кубовым потоком из выпарной секции, и паровую сторону, сообщающуюся по текучей среде с выходом из теплового насоса-компрессора.

Изобретение относится к устройству 100 для получения тетрамера. Устройство содержит: A) зону 170 фракционирования, в которой получается продукт 180 дистилляции, содержащий один или несколько углеводородов С6 для получения одного или нескольких соединений С12; и B) зону 200 удаления оксигенатов для удаления одного или нескольких оксигенатных соединений из продукта 180 дистилляции, прошедшего через зону 200 удаления оксигенатов.

Изобретение относится к способу получения этилиденнорборнена (ENB). Способ включает стадии: а) подача дициклопентадиена в первый реактор для термического крекинга дициклопентадиена в циклопентадиен, проводимого в инертном жидком теплоносителе, имеющем температуру кипения >230°С, причем указанный термический крекинг проводится при температуре ниже, чем температура кипения указанного жидкого теплоносителя, и составляет между 200°С и 300°С; b) подача указанного циклопентадиена, полученного на указанной стадии а), во второй реактор, в котором указанный циклопентадиен приводится в реакцию с 1,3-бутадиеном с образованием винилнорборнена (VNB); с) подача указанного VNB, полученного на указанной стадии b), в третий реактор, в котором проводится каталитическая изомеризация VNB в этилиденнорборнен (ENB); d) сбор указанного ENB.
Изобретение относится к способу и устройству для максимально равномерной выработки потока пара при дегидрировании алканов. Способ осуществляют путем пропускания газа, содержащего углеводороды, через реакционные трубы.

Изобретение относится к каталитической системе и к соответствующему способу окислительного дегидрирования алкилароматических углеводородов, в частности этилбензола, или парафинов до соответствующих алкенилароматических углеводородов, в частности стирола, или до соответствующих олефинов.

Изобретение относится к способу дегидрирования алкилароматических углеводородов, в частности к способу дегидрирования этилбензола для получения стирола, и может быть использовано в нефтехимической промышленности.

Изобретение относится к способу переработки парафиновых углеводородов, конкретно к углекислотной конверсии (дегидрированию) изобутана в изобутилен и оксид углерода, и может быть использовано в химической и нефтегазовой промышленности.

Настоящее изобретение относится к способу получения олефинов, включающему: а) паровой крекинг включающего этан сырья в зоне крекинга и в условиях крекинга с получением выходящего из зоны крекинга потока, включающего по меньшей мере олефины и водород; b) конверсию оксигенированного сырья в зоне конверсии оксигената-в-олефины в присутствии катализатора с получением выходящего из зоны оксигената-в-олефины (ОТО) потока по меньшей мере из олефинов и водорода; c) объединение по меньшей мере части выходящего из зоны крекинга потока и части выходящего из зоны ОТО потока с получением объединенного выходящего потока; и d) отделение водорода от объединенного выходящего потока, причем образуется по меньшей мере часть оксигенированного сырья за счет подачи водорода, полученного на стадии d), и сырья, содержащего оксид углерода и/или диоксид углерода, в зону синтеза оксигенатов и получения оксигенатов.

Настоящее изобретение предлагает способ производства этиленоксида, включающий: a. крекинг включающего этан исходного материала в зоне крекинга в условиях крекинга для получения олефинов, включая, по меньшей мере, этилен и водород; b.

Изобретение относится к области катализа. Описан катализатор дегидрирования алкилароматических соединений, включающий оксиды или разлагающиеся до оксидов соединения железа, калия, цезия и/или рубидия, магния и/или кальция, молибдена и портландцемент, оксид самария при следующем содержании компонентов (в пересчете на оксиды), масс %: оксид калия - 8-22; оксид магния и/или оксид кальция -0,5-10; оксид молибдена - 0,5-5; портландцемент - 5-10; оксид самария - 1-5; оксид цезия и/или рубидия 0,05-5 мас.%; оксид железа - остальное.
Наверх