Способ получения синтетических базовых масел



Способ получения синтетических базовых масел
Способ получения синтетических базовых масел
Способ получения синтетических базовых масел

 


Владельцы патента RU 2572517:

Открытое акционерное общество "Нефтяная компания "Роснефть" (RU)

Изобретение относится к способу получения синтетических базовых масел, включающему окислительную и восстановительную активации катализатора Cr/SiO2, охлаждение до температуры олигомеризации, олигомеризацию альфа-олефинов C6-C10 с получением олигомеризата, ректификацию продуктов реакции для удаления непрореагировавшего мономера и легкой побочной димерной фракции, гидрирование и последующую ректификацию олигомеризата для отделения легкой масляной фракции При этом окислительную активацию катализатора проводят поэтапно: сначала при температуре 500-540°C в течение 3-5 ч в токе воздуха с объемной скоростью подачи воздуха 167 ч-1 с последующим охлаждением катализатора в токе осушенного от влаги воздуха до температуры 350°C, затем в токе осушенного от влаги азота катализатор охлаждают до температуры 300-340°C, а восстановительную активацию катализатора проводят монооксидом углерода при температуре 300-340°C в течение 2-3 ч с последующей продувкой азотом и проведением олигомеризации при давлении 0,1-1,5 МПа, причем при олигомеризации скорость подачи мономера устанавливают 18-36 мл/ч. Способ позволяет повысить конверсию исходных альфа-олефинов, выход синтетического масла, получить высокоиндексные низкозастывающие синтетические базовые масла, повысить технологичность процесса, что обеспечивает стабильные показатели работы катализатора в течение не менее 4000 ч при длительности межрегенерационного пробега не менее 70 ч. 2 з.п. ф-лы, 1 ил., 2 табл., 11 пр.

 

Изобретение относится к нефтехимии, конкретно к способу получения синтетических базовых масел.

Полиальфаолефиновые (ПАОМ) синтетические смазочные материалы имеют лучшие по сравнению с минеральными смазочными материалами индекс вязкости, смазывающую способность, термическую и окислительную стабильность и температуру застывания. Синтетические базовые масла используют как компоненты для получения товарных моторных, трансмиссионных, вакуумных, компрессорных и прочих марок масел.

Известные промышленные технологии производства полиальфаолефинов основаны, главным образом, на процессе олигомеризации альфа-олефинов С612 в присутствии таких каталитических систем, как хлорид алюминия и фторид бора или их комплексов с различными соединениями. Применение на стадии олигомеризации α-олефинов и гидрирования ПАО различных каталитических систем предполагает разработку и реализацию технологических процессов с различным аппаратурным оформлением и схемами материальных потоков.

Конечные свойства ПАОМ, включающие реологические характеристики (вязкость, индекс вязкости, температуру застывания, термическую стабильность и т.д.), зависят от качества исполнения всех технологических стадий, начиная с контроля качества исходного сырья и заканчивая условиями гидрирования и ректификации гидрогенизата.

Известен способ олигомеризации α-олефинов С812 в присутствии промотированного катализатора BF3 (в качестве промотора используется вода, низшие алифатические спирты, низкомолекулярные карбоновые кислоты, эфиры или кетоны) с получением продукта, пригодного для применения в качестве синтетических смазочных материалов. Узел олигомеризации выполнен в виде трех последовательных непрерывно действующих реакторов с рециркуляцией реакционной массы. Особенностью такого технологического решения является создание цепочки из трех реакторов идеального смешения, что приближает полученную модель к реактору идеального вытеснения и, следовательно, позволяет достичь более высоких выходов олигомеризата. Как правило, эти реакторы имеют отношение высота/диаметр от 2:1 до 12:1. Каждый реактор обеспечивает интенсивное перемешивание сырья с комплексом трифторид бора - промотор.

Общее время пребывания мономера/продукта олигомеризации в системе составляет от 1 до 2 ч. За счет рециркуляции продуктов реакции достигаются высокие линейные скорости потоков в реакторе и теплообменнике, что способствует увеличению коэффициента теплообмена. Основным элементом предложенной технологической схемы является создание за счет высоких скоростей в реакторе центробежной силы, обеспечивающей отделение до 90% рециркулирующего катализатора из потока олигомеризата и возврата катализатора в цикл. В результате достигается высокий выход олигомеризата на 1 г катализатора.

Типичный продукт олигомеризации содержит:

Мономер 1-децен: около 6 мас. %;

Димер: около 10 мас. %;

Тример: около 62 мас. %;

Тетрамер: около 20 мас. %;

С50+: около 2 мас. %.

Олигомерный продукт подвергают щелочной промывке с последующей водной промывкой для удаления остатков комплекса трифторид бора - промотор. После дистилляции и отделения непрореагировавшего мономера и димера получают синтетический смазочный материал, содержащий около 85 мас. % тримера и 15 мас. % тетрамера. Димер, удаленный из олигомерного продукта, может применяться в качестве самостоятельного продукта, имеющего коммерческую ценность. Как правило, олигомерный продукт подвергают гидрированию для достижения высокой термоокислительной стабильности. Гидрирование проводят до или после удаления димера. US 4239930 А, 16.12.1980.

Недостатком данного способа получения основ синтетических базовых масел являются: большой объем сточных вод, образующихся в процессе щелочных и водных промывок олигомерного продукта от комплекса трифторид бора - промотор, образование большого количества отходов и побочных продуктов, высокая токсичность и коррозионная активность катализаторов на основе BF3, что требует применения специальных материалов для изготовления оборудования.

Известен способ получения синтетических базовых масел в процессе олигомеризации α-олефинов С812 в присутствии инертного растворителя и водорода в качестве регулятора молекулярной массы. Процесс олигомеризации проводят в реакторе идеального смешения проточного типа в сочетании с узлом адсорбционной очистки и узлом выделения ПАО. Поток сырья состоит из α-олефинов С812 и декана, либо более высокомолекулярного насыщенного углеводорода, упругость паров которого не отличается от упругости паров α-олефинов более чем на 5-20%. Поток содержит металлоценовый катализатор и в качестве сокатализатора алюмоксан (МАО). Кроме того, в реактор подают водород. В адсорбере удаляют остатки каталитической системы, а в узле сепарации, включающем несколько ступеней разделения, ПАО отделяют от других углеводородов. US 7880047 В2, 01.02.2011, US 2011/0 092 752 А, 21.04.2011.

Недостатком данного способа получения ПАО является проведение процесса олигомеризации олефинов C8-C12 в присутствии инертного растворителя, что приводит к увеличению энергетических и капитальных затрат по сравнению с олигомеризацией в среде α-олефинов. Кроме того, металлоценовые катализаторы и алюмоксаны являются дорогостоящими химическими соединениями, что значительно увеличивает себестоимость продукции.

Указанные недостатки известных способов получения базовых синтетических масел в процессе олигомеризации α-олефинов стимулируют поиск новых технологических решений, в частности использование в процессе олигомеризации гетерогенных катализаторов.

Известен способ получения высокоиндексных ПАОМ в процессе олигомеризации α-олефинов С620 (преимущественно - децена-1) в присутствии хромсодержащей каталитической системы, в которой в качестве носителя используют мезопористые кремнийсодержащие материалы типа МСМ-41. Катализатор прокаливают в воздухе при температуре от 250 до 600°C со скоростью увеличения температуры 0,88°C/ч и выдерживают в течение 9 ч. Затем температуру понижают до 350°C и образец восстанавливают СО в течение 30 мин. Следом за восстановлением катализатора Cr/МСМ-41 реакционную температуру понижают до 182°C и подают децен-1 с объемной скоростью подачи сырья 1,91 ч-1. Продукт олигомеризации выделяют дистилляцией. Вязкость масла при температуре 40°C составила 197 сСт, при температуре 100°C 27,6 сСт, индекс вязкости 178. Катализатор может использоваться как в реакторе с неподвижным слоем катализатора, так и в псевдоожиженном слое. US 5105051 А, 14.04.1992, US 5270273 А, 14.12.1993.

Недостатком данного способа получения синтетических базовых масел является длительная и сложная процедура приготовления носителя катализатора Cr/МСМ-41 и использование дорогостоящих реагентов для его получения.

Известен двухстадийный способ получения высокоиндексных ПАОМ в процессе олигомеризации α-олефинов С620. На первой стадии, на каталитической системе - восстановленном оксиде хрома на силикагеле, получают высокомолекулярные олигомеры. На второй стадии высокомолекулярные олигомеры подвергают термическому пиролизу. US 4967030 А, 30.10.1990, либо гидрокрекингу. US 5608133 А, 04.03.1997.

Недостатком вышеуказанного способа является получение синтетических базовых масел в две стадии, что значительно повышает энергетические и капитальные затраты.

Наиболее близким по технической сущности является способ получения синтетических базовых масел в процессе олигомеризации альфа-олефинов, в частности С610, в присутствии нанесенного и восстановленного оксида хрома на силикагеле. Способ предусматривает окислительную и восстановительную активации катализатора, охлаждение до температуры олигомеризации, олигомеризацию альфа-олефинов с получением олигомеризата, ректификацию продуктов реакции для удаления непрореагировавшего мономера и легкой побочной димерной фракции, гидрирование и последующую ректификацию олигомеризата для отделения легкой масляной фракции. Существенной особенностью данного способа является регенерация дезактивированного катализатора в заданных условиях процесса регенерации. US 4926004 А, 15.05.1990.

Недостатками данного способа является низкий выход целевой масляной фракции (21,0-74,0 мас. %).

Технической задачей предлагаемого изобретения является разработка способа получения синтетических базовых масел в процессе олигомеризации α-олефинов С610 в присутствии катализатора, представляющего собой оксид хрома на силикагеле.

Технический результат от реализации предлагаемого изобретения заключается в повышении конверсии исходных альфа-олефинов до 84,3-95,6%, выхода синтетического масла до 83,1-89,5 мас. %, получении высокоиндексных (до 186) низкозастывающих (ниже минус 50°C) синтетических базовых масел, повышении технологичности процесса, что обеспечивает стабильные показатели работы катализатора в течение не менее 4000 ч при длительности межрегенерационного пробега не менее 70 ч.

Техническая задача решается тем, что способ получения синтетических базовых масел включает в себя разработку блок-схемы установки для получения синтетических базовых масел и специальной технологии окислительной и восстановительной активаций катализатора.

Применение данного способа получения синтетических базовых масел обеспечивает высокую каталитическую активность катализатора, выражаемую в величине конверсии исходного мономера, выходе целевой масляной фракции и качестве получаемого базового масла, а также улучшении его эксплуатационных свойств.

Способ иллюстрируется технологической схемой получения синтетических полиальфаолефиновых базовых масел, включающей реакторный блок системы ректификации и гидрирования олигомеризата.

На чертеже представлена блок-схема установки для получения синтетических базовых масел.

Технологичическая линия включает реактор олигомеризации 1 с подключенными к нему паралельно через адсорбционные системы очистки 2. 3 и 4 воздуха 5, азота 6, монооксида углерода 7 и электроподогреватель 8. Источник альфа-олефина 9 подают в реактор 1 через промежуточную емкость 10, насос 11 и электроподогреватель 12. Олигомеризат с верха реактора 1 через холодильник 13, емкость 14 и насос 15 поступает в колонну отделения непрореагировавшего мономера и легкой побочной димерной фракции 16. Масляная фракция из куба колонны насосом 17 подается в реактор гидрирования 18 и через холодильник 19, сепаратор 20 насосом 21 в колонну ректификации 22. Кубовый остаток колонны ректификации представляет собой синтетическое базовое масло.

Установка работает следующим образом.

С целью активации каталитической системы (окисления хрома (III) в хром (VI)) в реактор олигомеризации 1 подают воздух 5 через адсорбционную очистку воздуха от влаги 2 и электроподогреватель 8. Нагрев в реакторе проводят до температуры 500-540°С со скоростью 4°С/мин в токе воздуха при объемной скорости подачи воздуха 513 ч-1, что соответствует расходу 7,7 л воздуха/ч. Окислительную активацию осуществляют при температуре 500-540°С в течение 3-5 ч в токе воздуха с объемной скоростью подачи воздуха 167 ч-1, что соответствует расходу 2,5 л воздуха/ч.

После окислительной активации катализатора проводят охлаждение каталитической системы в токе осушенного от влаги воздуха до температуры 350°С с последующим охлаждением в токе очищенного от влаги в адсорбере 3 азота 6 до температуры 300-340°С.

Затем в реактор 1 подают очищенный от влаги и кислорода в адсорбере 4 монооксид углерода 7 с целью восстановления оксида хрома (VI) до активного в реакции олигомеризации олефинов оксида хрома (II). Восстановление катализатора проводят при температуре 300-340°С в течение 2-3 ч. Для полного удаления СО реактор продувают азотом, одновременно снижая температуру в реакторе до температуры процесса олигомеризации.

Олигомеризацию α-олефинов С610 с получением синтетических базовых масел проводят следующим образом: альфа-олефин 9 (гексен-1, октен-1, децен-1) подают в промежуточную емкость 10, из которой насосом 11 через электроподогреватель мономера 12 он поступает в реактор 1. Давление в реакторе составляет 0,1-1,5 МПа.

Для поддержания необходимого температурного режима в межтрубное пространство реактора 1 подают горячую воду. Тепло олигомеризации отводится путем испарения воды. За счет парообразования в реакторе поддерживается постоянная температура процесса за счет циркуляции горячей воды.

Образовавшиеся продукты с верха реактора 1 направляют в холодильник 13, а затем в емкость 14, откуда насосом 15 олигомеризат поступает в колонну 16 для удаления несконденсировавшихся углеводородов, непрореагировавшего мономера и легкой побочной димерной фракции. Колонна 16 работает непрерывно.

Из куба колонны 16 масляную фракцию насосом 17 направляют на гидрирование в реактор 18, затем олигомеризат поступает в холодильник 19, далее сепаратор 20 и насосом 21 на последующую ректификацию в колонне 22 с выделением легкой масляной фракции. Кубовый остаток колонны 22 представляет собой синтетическое высоокоиндексное базовое масло вязкостью 17÷85 мм2/с при температуре 100°С.

Реализация данного способа получения синтетических базовых масел позволяет достичь высоких показателей процесса (конверсия мономера >84,0%, выход масляной фракции >83,0 мас. %) и качества получаемого синтетического базового масла (индекс вязкости до 186).

Реализация данного способа обеспечивает стабильные показатели работы катализатора в течение не менее 4000 ч при длительности межрегенерационного пробега не менее 70 ч.

Экономичность и удобство способа получения высокоиндексных синтетических базовых масел на каталитических системах на основе оксида хрома на силикагеле (гетерогенность каталитической системы, использование реактора с неподвижным слоем, отсутствие большого количества отходов, токсичности и коррозионной активности) позволяют масштабировать установку получения синтетических базовых ПАОМ масел в промышленности.

Данное изобретение иллюстрируют следующие примеры конкретного выполнения: Пример 1.

В реактор олигомеризации 1 для активации каталитической системы Cr/SiO2 подают воздух 5 через адсорбционную очистку от влаги 2. Для нагрева воздуха предусмотрен электроподогреватель 8. Нагрев реактора проводят до температуры 500°С со скоростью 4°С/мин в токе воздуха с объемной скоростью подачи 513 ч-1, что соответствует расходу воздуха 7,7 л/ч. Окислительную активацию осуществляют при температуре 500°С в течение 3 ч в токе воздуха с объемной скоростью подачи воздуха 167 ч-1, что соответствует расходу воздуха 2,5 л/ч.

После окислительной активации катализатора проводят охлаждение каталитической системы в токе осушенного от влаги воздуха до температуры 350°С с последующим охлаждением в токе очищенного от влаги в адсорбере 3 азота 6 до температуры 300°С.

Затем в реактор 1 подают монооксид углерода 7 с целью восстановления оксида хрома (VI) до активного в реакции олигомеризации олефинов оксида хрома (II). Восстановление катализатора проводят при температуре 300°С в течение 2 ч. Для полного удаления СО реактор продувают азотом. Далее в токе азота температуру снижают до температуры процесса олигомеризации.

Олигомеризацию α-олефинов 9 с получением синтетических базовых масел проводят следующим образом: децен-1 со скоростью подачи мономера 18 мл/ч поступает в промежуточную емкость 10, из которой насосом 11 подают в электроподогреватель мономера 12, где нагревают до температуры реакции 170°C и затем подают в нижнюю часть реактора 1. Давление в реакторе составляет 0,1 МПа.

Образовавшиеся продукты с верха реактора 1 направляют в холодильник 13, затем в емкость 14, откуда насосом 15 олигомеризат поступает в колонну 16 для удаления несконденсировавшихся углеводородов, непрореагировавшего мономера и легкой побочной димерной фракции. Из куба колонны 16 масляную фракцию насосом 17 направляют на гидрирование в реактор 18, затем олигомеризат охлаждают и через холодильник 19 он поступает в сепаратор 20, далее насосом 21 на последующую ректификацию в колонне 22 с выделением легкой масляной фракции. Кубовый остаток колонны 22 представляет собой синтетическое базовое масло с вязкостью 22,98 мм2/с при 100°C и индексом вязкости 168. Конверсия децена-1 достигает 90,2%. Выход целевой масляной фракции составляет 89,5 мас. %.

Пример 2.

В реактор олигомеризации 1 для активации каталитической системы Cr/SiO2 подают воздух 5 через адсорбционную очистку от влаги 2. Для нагрева воздуха предусмотрен электроподогреватель 8. Нагрев реактора проводят до температуры 520°C со скоростью 4°C/мин в токе воздуха с объемной скоростью подачи воздуха 513 ч-1, что соответствует расходу воздуха 7,7 л/ч. Окислительную активацию осуществляют при температуре 520°C в течение 4 ч в токе воздуха с объемной скоростью подачи воздуха 167 ч-1, что соответствует расходу воздуха 2,5 л/ч.

После окислительной активации катализатора проводят охлаждение каталитической системы в токе осушенного от влаги воздуха 5 в адсорбере 2 до температуры 350°C с последующим охлаждением в токе очищенного от влаги в адсорбере 3 азота 6 до температуры 300°C.

Затем в реактор 1 подают монооксид углерода 7 с целью восстановления оксида хрома (VI) до активного в реакции олигомеризации олефинов оксида хрома (II). Восстановление катализатора проводят при температуре 300°C в течение 2,5 ч. Для полного удаления СО реактор продувают азотом, после чего в токе азота температуру снижают до температуры процесса олигомеризации.

Олигомеризацию α-олефинов 9 с получением синтетических базовых масел проводят следующим образом: децен-1 со скоростью подачи мономера 24 мл/ч поступает в промежуточную емкость 10, из которой насосом 11 подают в электроподогреватель мономера 12, где нагревают до температуры реакции 170°C и затем подают в нижнюю часть реактора 1. Давление в реакторе составляет 0,1 МПа.

Образовавшиеся продукты с верха реактора 5 направляют в холодильник 13, затем в емкость 14, откуда насосом 15 олигомеризат поступает в колонну 16 для удаления несконденсировавшихся углеводородов, непрореагировавшего мономера и легкой побочной димерной фракции. Из куба колонны 16 масляную фракцию насосом 17 направляют на гидрирование в реактор 18, затем олигомеризат охлаждают в холодильнике 19, направляют в сепаратор 20, далее насосом 21 на последующую ректификацию в колонне 22 с выделением легкой масляной фракции. Кубовый остаток колонны 22 представляет собой синтетическое базовое масло с вязкостью 20,38 мм2/с при температуре 100°C и индексом вязкости 167. Конверсия децена-1 достигает 85,4%. Выход целевой масляной фракции составляет 85,1 мас. %.

Пример 3.

Окислительная активация, как в Примере 2, за исключением того, что процесс проводят при температуре 540°C в течение 5 ч.

Восстановительная активация, как в Примере 2, за исключением того, что процесс проводят при температуре 320°C в течение 3 ч.

Олигомеризацию α-олефинов 9 с получением синтетических базовых масел проводят следующим образом: децен-1 со скоростью подачи мономера 36 мл/ч поступает в промежуточную емкость 10, из которой насосом 11 подают в электроподогреватель мономера 12, где нагревают до температуры реакции 170°C и затем подают в нижнюю часть реактора 1. Давление в реакторе составляет 0,1 МПа.

Образовавшиеся продукты с верха реактора 1 направляют в холодильник 13, затем в емкость 14, откуда насосом 15 олигомеризат поступает в колонну 16 для удаления несконденсировавшихся углеводородов, непрореагировавшего мономера и легкой побочной димерной фракции. Из куба колонны 16 масляную фракцию насосом 17 направляют на гидрирование в реактор 1, затем олигомеризат через холодильник 19 поступает в сепаратор 20, далее насосом 21 на последующую ректификацию в колонне 22 с выделением легкой масляной фракции. Кубовый остаток колонны 22 представляет собой синтетическое базовое масло с вязкостью 17,41 мм2/с при температуре 100°C и индексом вязкости 163. Конверсия децена-1 достигает 86,7%. Выход целевой масляной фракции составляет 85,3 мас. %.

Пример 4.

Окислительная активация катализатора как в Примере 2.

Восстановительная активация катализатора как в Примере 1.

Олигомеризацию α-олефинов 9 с получением синтетических базовых масел проводят следующим образом: децен-1 со скоростью подачи мономера 27 мл/ч поступает в промежуточную емкость 10, из которой насосом 11 подают в электроподогреватель мономера 12, где нагревают до температуры реакции 170°C и затем подют в нижнюю часть реактора 1. Давление в реакторе составляет 0,1 МПа.

Образовавшиеся продукты с верха реактора 1 направляют в холодильник 13, затем в емкость 14, откуда насосом 15 олигомеризат поступает в колонну 16 для удаления несконденсировавшихся углеводородов, непрореагировавшего мономера и легкой побочной димерной фракции. Из куба колонны 16 масляную фракцию насосом 17 направляют на гидрирование в реактор 18, затем олигомеризат через холодильник 19 поступает в сепаратор 20, далее насосом 21 на последующую ректификацию в колонне 22 с выделением легкой масляной фракции. Кубовый остаток колонны 22 представляет собой синтетическое базовое масло с вязкостью 19,44 мм2/с при температуре 100°C и индексом вязкости 186. Конверсия децена-1 достигает 84,3%. Выход целевой масляной фракции составляет 83,5 мас. %.

Пример 5.

В реактор олигомеризации 1 для активации каталитической системы Cr/SiO2 подают воздух 5 через адсорбционную очистку воздуха от влаги 2. Для нагрева воздуха предусмотрен электроподогреватель 8. Нагрев в реакторе проводят до температуры 540°C со скоростью 4°C/мин в токе воздуха с объемной скоростью подачи воздуха 513 ч-1, что соответствует расходу воздуха 7,7 л/ч. Окислительную активацию осуществляют при температуре 540°C в течение 3 ч в токе воздуха с объемной скоростью подачи воздуха 167 ч-1, что соответствует расходу воздуха 2,5 л/ч.

После окислительной активации катализатора проводят охлаждение каталитической системы в токе осушенного от влаги воздуха до температуры 350°C с последующим охлаждением в тисе очищенного от влаги в адсорбере 3 азота 6 до температуры 340°C.

После этого осуществляют продувку реактора очищенным от влаги и кислорода азотом. Затем в реактор 15 подают монооксид углерода 7 с целью восстановления оксида хрома (VI) до активного в реакции олигомеризации олефинов оксида хрома(II). Восстановление катализатора проводят при температуре 340°C в течение 2 ч. Для полного удаления СО реактор продувают азотом, после чего в токе азота температуру снижают до темиературы процесса олигомеризации.

Олигомеризацию α-олефинов 9 с получением синтетических базовых масел проводят следующим образом: децен-1 со скоростью подачи мономера 18 мл/ч поступает в промежуточную емкость 10, из которой насосом 12 подают в электроподогреватель мономера 12, где нагревают до температуры реакции 150°C и затем подают в нижнюю часть реактора 1. Давление в реакторе составляет 0,1 МПа.

Образовавшиеся продукты с верха реактора 1 направляют в холодильник 13, затем в емкость 14, откуда насосом 15 олигомеризат поступает в колонну 16 для удаления несконденсировавшихся углеводородов, непрореагировавшего мономера и легкой побочной димерной фракции. Из куба колонны 16 масляную фракцию насосом 17 направляют на гидрирование в реактор 18, затем олигомеризат поступает в холодильник 19, в сепаратор 20, далее насосом 21 на последующую ректификацию в колонне 22 с выделением легкой масляной фракции. Кубовый остаток колонны 22 представляет собой синтетическое базовое масло с вязкостью 21,70 мм2/с при температуре 100°C и индексом вязкости 169. Конверсия децена-1 достигает 85,3%. Выход целевой масляной фракции составляет 84,2 мас. %.

Пример 6.

Окислительная активация катализатора как в Примере 5.

Восстановительная активация катализатора как в Примере 2.

Олигомеризацию α-олефинов 9 с получением синтетических базовых масел проводят следующим образом: гексен-1 со скоростью подачи мономера 18 мл/ч поступает в промежуточную емкость 10, из которой насосом 11 подают в электроподогреватель мономера 12, где нагревают до температуры реакции 170°C и затем подают в нижнюю часть реактора 1. Давление в реакторе составляет 1,5 МПа.

Образовавшиеся продукты с верха реактора 1 направляются в холодильник 13, а затем в емкость 14, откуда насосом 15 олигомеризат поступает в колонну 16 для удаления несконденсировавшихся углеводородов, непрореагировавшего мономера и легкой побочной димерной фракции. Из куба колонны 16 масляную фракцию насосом 17 направляют на гидрирование в реактор 18, затем олигомеризат через холодильник 19 поступает в сепаратор 20, далее насосом 21 на последующую ректификацию в колонне 22 с выделением легкой масляной фракции. Кубовый остаток колонны 22 представляет собой синтетическое базовое масло с вязкостью 76,50 мм2/с при температуре 100°C и индексом вязкости 145. Конверсия гексена-1 достигает 95,6%. Выход целевой масляной фракции составляет 83,1 мас. %.

Пример 7.

Окислительная активация катализатора как в Примере 5.

Восстановительная активация катализатора как в Примере 2.

Олигомеризацию α-олефинов 9 с получением синтетических базовых масел проводят следующим образом: гексен-1 со скоростью подачи мономера 18 мл/ч поступает в промежуточную емкость 10, из которой насосом 11 подают в электроподогреватель мономера 12, где нагревают до температуры реакции 150°C и затем подают в нижнюю часть реактора 1. Давление в реакторе составляет 1,5 МПа.

Образовавшиеся продукты с верха реактора 1 направляют в холодильник 13, а затем в емкость 14, откуда насосом 15 олигомеризат поступает в колонну 16 для удаления несконденсировавшихся углеводородов, непрореагировавшего мономера и легкой побочной димерной фракции. Из куба колонны 16 масляную фракцию насосом 17 направляют на гидрирование в реактор 18, затем олигомеризат через холодильник 19 поступает в сепаратор 20, далее насосом 21 на последующую ректификацию в колонне 22 с выделением легкой масляной фракции. Кубовый остаток колонны 24 представляет собой синтетическое базовое масло с вязкостью 85,13 мм2/с при температуре 100°C и индексом вязкости 150. Конверсия гексена-1 достигает 90,6%. Выход целевой масляной фракции составляет 87,8 мас. %.

Пример 8.

Окислительная активация катализатора как в Примере 5.

Восстановительная активация катализатора как в Примере 1.

Олигомеризацию α-олефинов 9 с получением синтетических базовых масел проводят следующим образом: октен-1 со скоростью подачи мономера 24 мл/ч поступает в промежуточную емкость 10, из которой насосом 12 подают в электроподогреватель мономера 12, где нагревают до температуры реакции 170°C и затем подают в нижнюю часть реактора 1. Давление в реакторе составляет 1,0 МПа.

Образовавшиеся продукты с верха реактора 1 направляют в холодильник 13, а затем в емкость 14, откуда насосом 15 олигомеризат поступает в колонну 16 для удаления несконденсировавшихся углеводородов, непрореагировавшего мономера и легкой побочной димерной фракции. Из куба колонны 16 масляную фракцию насосом 17 направляют на гидрирование в реактор 18, затем олигомеризат через холодильник 19 поступает в сепаратор 20, далее насосом 21 на последующую ректификацию в колонне 22 с выделением легкой масляной фракции. Кубовый остаток колонны 24 представляет собой синтетическое базовое масло с вязкостью 21,24 мм2/с при температуре 100°C и индексом вязкости 170. Конверсия октена-1 достигает 92,5%. Выход целевой масляной фракции составляет 85,1 мас. %.

Пример 9.

Окислительная активация катализатора как в Примере 2.

Восстановительная активация катализатора как в Примере 2.

Олигомеризацию α-олефинов 9 с получением синтетических базовых масел проводят следующим образом: октен-1 со скоростью подачи мономера 24 мл/ч поступает в промежуточную емкость 10, из которой насосом 11 подают в электроподогреватель мономера 12, где нагревают до температуры реакции 150°C и затем подают в нижнюю часть реактора 5. Давление в реакторе составляет 1,0 МПа.

Образовавшиеся продукты с верха реактора 1 направляют в холодильник 13, а затем в емкость 14, откуда насосом 15 олигомеризат поступает в колонну 16 для удаления несконденсировавшихся углеводородов, непрореагировавшего мономера и легкой побочной димерной фракции. Из куба колонны 16 масляную фракцию насосом 17 направляют на гидрирование в реактор 18, затем олигомеризат через холодильник 19 поступает в сепаратор 20, далее насосом 21 на последующую ректификацию в колонне 22 с выделением легкой масляной фракции. Кубовый остаток колонны 22 представляет собой синтетическое базовое масло с вязкостью 23,25 мм2/с при температуре 100°C и индексом вязкости 176. Конверсия октена-1 достигает 89,1%. Выход целевой масляной фракции составляет 84,6 мас. %.

Пример 10 (по прототипу).

Сырье и условия проведения процесса олигомеризации аналогичны примеру 7.

1,9 г хром (II) ацетата (Cr2(ОСОСН3)42О) растворяют в 50 мл горячей уксусной кислоты. Полученный раствор добавляют к 50 г силикагеля с размером 8-12 меш, площадью поверхности 300 м2/г и объемом пор 1 см3/г. Полученную смесь перемешивают и сушат в течение часа при комнатной температуре. Катализатор (20 г) помещают в трубчатый реактор и продувают азотом при температуре 250°C. Температуру повышают до 400°C в течение 2 ч, затем поднимают до 600°C и выдерживают в сухом воздухе в течение 16 ч. Катализатор охлаждают в токе азота до температуры 300°C и восстанавливают монооксидом углерода (99,99%) в течение 1 ч. После этого катализатор охлаждают до комнатной температуры в токе азота.

3,2 г приготовленного катализатора помещают в стальной трубчатый реактор, предварительно продув его сухим азотом. Реактор нагревают в атмосфере азота до температуры 150°C и подают очищенный гексен-1 при давлении 1 МПа и скорости подачи 20 мл/ч. После проведения синтеза продукты реакции подвергают ректификации для отделения непрореагировавшего сырья и легкокипящих компонентов при 0,05 мм Hg. В результате получена прозрачная, бесцветная жидкость с вязкостью и индексом вязкости, соответствующими требованиям к основе смазочного масла.

Пример 11 (по прототипу).

Сырье олигомеризации аналогично примеру 7.

Для проведения процесса олигомеризации использовали коммерческий катализатор Cr/SiO2, содержащий 1% Cr на синтетическом силикагеле с большим объемом пор. Катализатор обрабатывают потоком воздуха при температуре 800°C в течение 16 ч и восстанавливают СО при температуре 300°C в течение 1,5 ч. Затем 3,5 г катализатора помещают в трубчатый реактор и нагревают до температуры 100°C в атмосфере азота. Гексен-1 подают в реактор при давлении 0,1 МПа и скорости подачи 28 мл/ч. После проведения синтеза продукты реакции отделяют и анализируют.

Результаты тестирования образцов катализаторов, полученных и испытанных в соответствии с примерами 1-11, приведены в таблицах 1-2.

Как видно из таблицы 1, проведение процесса получения синтетических базовых масел по схеме, включающей окислительную активацию катализатора Cr/SiO2 при температуре 500-540°C в течение 3-5 ч в токе воздуха с объемной скоростью подачи воздуха 167 ч-1, восстановительную активацию монооксидом углерода при температуре 300-340°C в течение 2-3 ч, олигомеризацию альфа-олефинов С610 при температуре 150-170°C, давлении 0,1-1,5 МПа, скорости подачи мономера 18-36 мл/ч с получением олигомеризата, ректификацию последнего для удаления непрореагировавшего мономера и легкой побочной димерной фракции, гидрирование и последующую ректификацию олигомеризата для отделения легкой масляной фракции позволяет получать на основе альфа-олефинов С610 с высокой конверсией 84,3-95,6% синтетические высокоиндексные низкозастывающие базовые масла с высоким выходом 83,1-89,5 мас. %, высоким индексом вязкости 145-186, низкой температурой застывания минус 50°C - минус 58°C, которые могут использоваться в качестве компонентов моторных, компрессионных, вакуумных и трансмиссионных масел.

1. Способ получения синтетических базовых масел, включающий окислительную и восстановительную активации катализатора Cr/SiO2, охлаждение до температуры олигомеризации, олигомеризацию альфа-олефинов C6-C10 с получением олигомеризата, ректификацию продуктов реакции для удаления непрореагировавшего мономера и легкой побочной димерной фракции, гидрирование и последующую ректификацию олигомеризата для отделения легкой масляной фракции, отличающийся тем, что окислительную активацию катализатора проводят поэтапно: сначала при температуре 500-540°C в течение 3-5 ч в токе воздуха с объемной скоростью подачи воздуха 167 ч-1 с последующим охлаждением катализатора в токе осушенного от влаги воздуха до температуры 350°C, затем в токе осушенного от влаги азота катализатор охлаждают до температуры 300-340°C, а восстановительную активацию катализатора проводят монооксидом углерода при температуре 300-340°C в течение 2-3 ч с последующей продувкой азотом и проведением олигомеризации при давлении 0,1-1,5 МПа, причем при олигомеризации скорость подачи мономера устанавливают 18-36 мл/ч.

2. Способ по п. 1, отличающийся тем, что, олигомеризацию альфа-олефинов C6-C10 ведут при температуре 150-170°C.

3. Способ по п. 1, отличающийся тем, что в качестве исходного мономера используют гексен-1, октен-1 или децен-1.



 

Похожие патенты:

Изобретение относится к способу получения олигомеров альфа-олефина С6, C8 или С10, предусматривающему подготовку олефинового сырья, стадию олигомеризации в присутствии инертного растворителя и постметаллоценовой каталитической системы, содержащей координационное соединение алкоголята металла 5 группы Периодической системы с органическим полидентатным лигандом и сокатализатор.

Изобретение относится к способам каталитической переработки легкого углеводородного сырья, в частности к переработке углеводородных фракций С3+, и может найти применение в нефтегазовой, нефтеперерабатывающей и нефтехимической промышленности.

Изобретение относится к способу олигомеризации одного или нескольких углеводородов, включающему стадии, на которых: A) подают сырье, включающее один или несколько С3 и С4-углеводородов, в зону отделения; B) отделяют по меньшей мере часть С3-олефинов с получением потока С3-олефинов; C) сушат указанный поток С3-олефинов для уменьшения содержания воды в потоке С3-олефинов; D) примешивают к указанному потоку С3-олефинов рецикловый поток из зоны гидрообработки, содержащий парафины, с получением объединенного потока С3-олефинов; E) вводят по меньшей мере часть указанного объединенного потока С3-олефинов в первую зону олигомеризации для получения одного или нескольких С9-углеводородов; и F) возвращают по меньшей мере часть потока, выходящего из первой зоны олигомеризации, в зону отделения.

Изобретение относится к способу очистки и обработки натуральных масляных глицеридов, который включает обеспечение (а) исходного сырья, включающего натуральные масляные глицериды, и (b) низкомолекулярных олефинов; перекрестный метатезис натуральных масляных глицеридов с низкомолекулярными олефинами в реакторе реакции метатезиса в присутствии катализатора метатезиса для формирования полученного реакцией метатезиса продукта, включающего олефины и сложные эфиры; отделение олефинов в полученном реакцией метатезиса продукте от сложных эфиров в полученном реакцией метатезиса продукте с получением отделенного потока олефинов; и рециркуляцию отделенного потока олефинов в реактор реакции метатезиса.

Изобретение относится к способу конверсии тяжелой углеводородной фракции с начальной температурой кипения больше или равной 340°C в средний дистиллят с интервалом кипения от 130 до 410°C.
Изобретение относится к способу приготовления катализатора для получения компонента экологически безопасных буровых растворов на углеводородной основе, имеющему интервал кипения в диапазоне 188-304°C согласно стандарту ASTM D 86, включающему приготовление пасты из геля, полученного смешением бемита Pural SB со смесью азотной кислоты и дистиллированной воды, триэтиленгликоля и цеолита HY с мольным отношением SiO2/АlO3, равным 30 или 60, пористая структура которого представляет собой систему соединенных между собой прямолинейных каналов, образованных 12-членными кольцами с диаметром входного окна 7Å, экструдирование, выдерживание при комнатной температуре в течение 9-10 ч, просушивание, измельчение до фракции с размером 2-4×2 мм и прокаливание.

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 высокооктановых углеводородных смесей, содержащих димеры нормальных бутиленов, из углеводородных смесей, содержащих нормальные бутилены, при повышенной температуре и давлении, обеспечивающем протекание процесса в жидкой фазе, в присутствии мелкозернистого термостойкого сульфокатионита в две стадии с последующей ректификацией непрореагировавших углеводородов из реакционной смеси от продуктов реакции.
Изобретение относится к катализатору для получения синтетических базовых масел в процессе соолигомеризации этилена с α-олефинами С6-С10. Катализатор содержит оксид вольфрама, промотор и носитель, включающий оксидную составляющую и связующее.

Изобретения относятся к области катализа. Описаны способы превращения метана в высшие углеводороды, включая ароматические углеводороды в присутствии катализаторов на основе молибдена или его соединения, диспергированного на алюмосиликатном цеолите.

Изобретение относится к способам переработки углеводородов 2-C12 в ароматические углеводороды и может быть использовано в нефтепереработке и нефтехимии. .
Изобретение относится к области электротехники, а именно к способу изготовления гидрофобизированного катализатора, используемого в электродах топливного элемента (ТЭ) для прямого преобразования химической энергии в электрическую.

Изобретение относится к катализатору на основе молекулярного сита и способу его получения. Описан катализатор на основе молекулярного сита для применения в реакторе с неподвижным слоем или в реакторе с псевдоожиженным слоем.

Изобретение относится к комплексному оксидному катализатору, применяемому для реакции каталитического аммоксидирования в паровой фазе пропана или изобутана, где данный катализатор содержит комплексный оксид, представленный приведенной ниже формулой в которой компонент Z представляет собой один или несколько элементов, выбранных из La, Ce, Pr и Yb; каждый индекс из a, b, c, d, e и n представляет собой атомную долю элемента в расчете на один атом Mo; 0,1≤a≤0,24, 0,1≤b≤0,25, 0,01≤c≤0,3, 0≤d≤0,2, и 0≤e≤0,1; атомное отношение a/b составляет 0,85≤a/b<1,0, и атомное отношение a/c составляет 1,4<a/c<2,3.

Изобретение относится к области гомогенного катализа и касается производства катализатора метатезисной полимеризации дициклопентадиена. Рутениевый катализатор полимеризации дициклопентадиена представляет собой [1,3-бис-(2,4,6-триметилфенил)-2-имидазолидинилиден]хлоро(2-((2-(диметиламиноэтилметиламино)метил))бензилиден)рутений хлорид в катионной форме формулы (1).

Устройство для изготовления катализатора содержит резервуар, предназначенный для приготовления водного смешанного раствора, содержащего соединение Mo, соединение V и соединение Nb, сушилку, предназначенную для сушки распылением водного смешанного раствора, и трубопровод для соединения резервуара с сушилкой таким образом, что водный смешанный раствор может быть подан из резервуара в сушилку.

Изобретение относится к производству катализаторов, в частности к способу получения растворимого в углеводородах молибденового катализатора для эпоксидирования олефиновых углеводородов органическими гидропероксидами.

Изобретение относится к способу приготовления оксидно-полиметаллических катализаторов, содержащих металлы платиновой группы, для окислительно-паровой конверсии углеводородов с получением оксида углерода и водорода.
Изобретение относится к способу получения катализатора для нефтепереработки и нефтехимии и может быть использовано в производстве катализаторов циклизации нормальных алканов, как из нефтяного сырья, так и из синтетических углеводородов.
Наверх