Устройство для алкилирования изобутана олефинами на твердом катализаторе



Устройство для алкилирования изобутана олефинами на твердом катализаторе
Устройство для алкилирования изобутана олефинами на твердом катализаторе

Владельцы патента RU 2622294:

Федеральное государственное бюджетное образовательное учреждение высшего профессионального образования "Санкт-Петербургский государственный технологический институт (технический университет)" (СПбГТИ(ТУ)) (RU)

Изобретение относится к устройству для алкилирования изобутана олефинами на твердом катализаторе в виде ректификационной колонны, содержащему ректификационные секции и реакционные секции с твердым катализатором, которые имеют питающий канал и переливной карман, связанные с ректификационными секциями. Устройство характеризуется тем, что дополнительно снабжено блоком попеременного переключения реакционных секций из рабочего режима в режим регенерации катализатора, причем питающий канал реакционных секций связан с верхней частью колонны, и переливным карманом, связанным с ректификационной секцией, расположенной ниже секции, обеспечивающей питание реакционной секции. Проведенные испытания на лабораторной установке показали, что при использовании заявляемого способа суммарные затраты теплоты составляют 2.4 ГДж на тонну алкилата, что на 14% меньше по сравнению с аналогом. Также способ позволяет снизить содержание относительно тяжелых углеводородов C5+ в питании реакционной секции на более чем 40%. Важным преимуществом заявляемого устройства является возможность снижения давления в ректификационной колонне по отношению к давлению в реакторе, для чего потребуется установка насосов и дросселирующих клапанов на линии возврата продуктов реакции в колонну. 5 з.п. ф-лы, 1 ил.

 

Изобретение относится к области нефтеперерабатывающей и нефтехимической промышленности, а именно к устройствам для получения высокооктановых компонентов бензина.

Алкилирование представляет собой реакцию парафина, обычно изопарафинов, с олефином в присутствии сильной кислоты, которая производит парафины с более высоким октановым числом, чем у исходных веществ, и которые кипят в диапазоне температур кипения бензина. При этом алкилирование изобутана бутенами относится к числу наиболее важных процессов получения высококачественных бензинов в современной нефтепереработке, так как в отличие от получения бензина крекингом высокомолекулярных нефтяных фракций, таких как газойль или остаточные нефтепродукты, получаемый целевой продукт данного процесса - алкилат обладает низким давлением насыщенных паров, характеризуется отсутствием соединений серы, кислорода, азота. К тому же алкилированный бензин содержит незначительное количество ароматического компонента, что более благоприятно с точки зрения окружающей среды.

Процесс алкилирования изобутана является каталитическим. Традиционный процесс промышленного алкилирования основан на использовании в качестве катализаторов процесса серной или фтористоводородной кислот. При этом реакцию проводят в реакторе, где углеводородные реагенты диспергированы в кислотной фазе (RU 2313991, 2006).

Основными недостатками использования этих кислот в качестве катализаторов являются высокий удельный расход ингредиентов, токсичность, коррозионная активность и образование трудно утилизируемых отходов при общемировом масштабе производства алкилата, превышающем 70 млн т\год, высокая вероятность возникновения экологических катастроф заставляют искать иные более надежные варианты получения алкилатов.

В настоящее время ведутся интенсивные разработки экологически безопасных процессов алкилирования изобутана олефинами, которые основаны на использовании твердых катализаторов (RU 2313991, 2006; RU 2306175, 2007; US 5672798,1997; US 5986158,1999). Исследования в области твердых гетерогенных катализаторов алкилирования направлены на поиск систем, работающих в температурном интервале 20-120°C, не содержащих токсических компонентов, стабильность действия которых была бы сопоставима с традиционными жидкими катализаторами и соответствующим технологическим оборудованием. Перспективными катализаторами алкилирования являются твердые кислотные катализаторы, такие как цеолиты, галоиды металлов в комбинации с неорганическими солями, а также льюисовские или бренстедовские кислоты, нанесенные на неорганические и органические носители, к которым также относятся сульфатированные оксиды металлов и перфторированные полимеры.

Так, известен процесс алкилирования с использованием льюисовских кислот - галоидов металлов 3-В группы, нанесенных на оксид элемента 3-B или 4-A группы, модифицированных никелем (1-5 мас. %) или металлом подгруппы платины (0.1-1 мас. %), добавками щелочных (щелочноземельных) металлов в количестве 1-10 мас. % (US 3318820; US 5849977; US 6103947). Показано, что добавление в исходную реакционную смесь хлористых углеводородов увеличивает стабильность и селективность катализатора, при этом возникает необходимость очистки продуктов от хлористого водорода и непревращенных хлорпарафинов.

В качестве катализаторов алкилирования обычно используют широкопористые высокомодульные цеолиты бета, ZSM, МСМ, USY (US 4384161; US 6844479), в частности, обработанные соединениями редкоземельных элементов (La, Ce) и модифицированные переходными металлами (Cr, Mo, W, Cu, Zn, Ga, Sn, Pb) или металлами 8 группы, обладающими гидрирующей функцией (US 5705729). Процесс проводится при температуре 100°C, отношении изобутан/олефин выше 500, и дозировании в сырье алкилирования водорода в количестве 0,2/1 по отношению к олефину, что позволило достигнуть стабильности работы более 30 ч при скорости подачи бутиленов 0,06 ч-1 л, конверсии бутиленов около 100% и конечной селективности по C8 около 65%.

Известно использование широкопористых цеолитов, модифицированных льюисовскими кислотами (BF3, SbF5, AlCl3) (US 4384161). Введение в состав цеолитов льюисовских кислот позволяет увеличить активность цеолитов и селективность по C8, снизить отношение изобутан/олефин до значений 3-20, а также увеличить скорость подачи бутиленов до значений 2,5-5 г/гкат⋅ч

Недостатками цеолитных катализаторов алкилирования помимо низкой стабильности являются более высокие температуры проведения процесса, необходимость использования более высоких отношений изобутан/олефин, дезактивация катализатора, вызываемая коксованием.

Известны способы алкилирования (US 6583330), где в качестве катализаторов используются гетерополикислоты, нанесенные на носители с развитой поверхностью и большим объемом пор, например, система, включающая фосформолибденовую или фосфорвольфрамовую кислоты, нанесенные на оксид циркония, силикаты или алюмосиликаты, модифицированные металлом подгруппы платины. При температурах до 200°C, скоростях подачи бутиленов 0,02-2 г/гкат⋅ч и отношениях изобутан/олефин от 3 до 50 в течение одного пробега было получено 15,7 галкилата/гкат при конечной конверсии олефинов не менее 99,8%. После 95 ч проведения процесса алкилат содержал 80-90% фракции С8 с концентрацией ТМП не менее 80%.

Недостатком катализаторов на основе нанесенных гетерополикислот, помимо их высокой стоимости и сложности изготовления, является сложность регенерации, так как их структура разрушается при длительном высокотемпературном нагревании.

Восстановление активности дезактивированного твердого гетерогенного катализатора осуществляют, как правило, путем замены исходного сырья реформатом, подаваемым с объемной скоростью 2-3 ч-1 при температуре 130-150°C в течение 4-6 ч и дополнительно насыщенным водородом под давлением 5 МПа (RU 2384366, 2010; RU 2313991, 2006).

Алкилат, полученный с применением твердых катализаторов, по качеству не уступает алкилату, полученному в традиционных процессах. Главной сложностью на пути широкого промышленного использования твердых катализаторов в процессе алкилирования является их быстрая дезактивация, которую связывают с побочным образованием высокомолекулярных углеводородов, блокирующих пористую структуру и поверхностные активные центры катализатора. Кроме того, в этих процессах каталитическая система не связана с системами разделения и тепловой эффект реакции не находит полезного применения, хотя блок разделения продуктов реакции несет на себе значительную часть капитальных и эксплуатационных затрат.

Для повышения эффективности процесса предлагаются различные модификации реакторов и оборудования, применяемых в процессе алкилирования (US №№3496996; 3839487; 2091917; 2472578). Однако наиболее широко используемый способ смешения катализатора и реагентов состоит в использовании различных устройств из лопаток, лопастей, крыльчаток и тому подобного, которые сильно перемешивают и смешивают компоненты друг с другом (US №№3759318; 4075258; 5785933).

Наиболее перспективным оборудованием для данного процесса является оборудование для проведения процесса реакционно-ректификационного типа [Buchold, Н. et al. Lurgi Eurofuel - a new alkylation process. Proceedings of the 17th World Petroleum Congress, Brazil. 2002]. При его осуществлении катализатор распределен по тарелкам ректификационной колонны. В верхней части аппарата происходит отбор образующихся в процессе легких газов С1-С3; в средней части - фракции суммарных бутанов; нижним продуктом является высокооктановый алкилат.

Недостатком предлагаемой технологической схемы является необходимость использования менее эффективного катализатора, обладающего высокой устойчивостью к процессам коксования, т.к. быстрая замена катализатора в такой установке невозможна из-за технологических ограничений пусков и остановок оборудования.

Наиболее близкой по технической сущности к предлагаемом решению в отношении устройства является устройство, представляющее собой ректификационную колонну для осуществления химических реакций (EA 201491445, 2014), которая содержит реакционную зону, которая включает в себя по меньшей мере две каталитических секции, причем каждая секция имеет питающий канал и переливной карман, который одновременно служит питающим каналом для следующей секции, так что жидкость из каждой секции поступает в переливной карман этой секции и через него попадает в нижнюю часть следующей секции, причем реакционная зона выполнена с возможностью отведения газообразных продуктов каждой секции, минуя остальные секции, причем переливной карман последней по ходу жидкости секции является открытым с возможностью свободного истечения жидкой фазы, а над питательным карманом первой по ходу жидкости секции расположено распределительное устройство, обеспечивающее подачу жидкой фазы в первую по ходу жидкости секцию.

Недостатком указанного аппарата является то, что продукты реакции попадают на тарелку, расположенную ниже точки отбора питания реактора, что приводит к тому, что на тарелки, с которых ведется отбор питания для реакционной секции, попадаются относительно тяжелые компоненты алкилата (углеводороды C5+), которые затем поступают на катализатор. Так как алкилирование углеводородов C5+ ведет к образованию более тяжелых компонентов, чем алкилирование изобутана, то это приводит к увеличению скорости дезактивации катализатора. Кроме того, предлагаемое расположение катализатора внутри ректификационной колонны не позволяет эффективно проводить периодическую регенерацию катализатора.

Технической задачей, решаемой авторами, являлась оптимизация работы устройства за счет увеличения срока эксплуатации катализатором путем обеспечения оптимальных условий регенерации.

Технический результат достигается тем, что устройство в виде ректификационной колонны, содержащее ректификационные секции и реакционные секции с твердым катализатором, имеющие питающий канал, связанный с верхней частью колонны, и переливной карман, связанный с ректификационной секцией, расположенной ниже секции, обеспечивающей питание реакционной секции, дополнительно снабжено блоком попеременного переключения реакционных секций из рабочего режима в режим регенерации катализатора. При этом блок попеременного переключения реакционных секций состоит из нагревателя регулирующего потока, клапанов-регуляторов давления и запорной арматуры, установленных на линии между верхней ректификационной секцией колонны и реакторными секциями.

Наряду с вышеизложенным, заявляемое устройство может дополнительно включать блок стабилизации алкилата и выделения смеси, преимущественно содержащей н-бутан.

Оптимальным вариантом выполнения устройства является вынесение реакционных секций из корпуса колонны.

Твердый катализатор может быть помещен в контейнер, например, в виде трубки, или в иное аналогичное приспособление.

Принципиальная схема установки приведена на фиг. 1, где введены следующие обозначения используемых устройств:

1 - ректификационная колонна;

2, 3 - реакционные секции;

4 - холодильник-конденсатор;

5 - емкость орошения;

6 - насос;

7 - нагреватель-испаритель ректификационной колонны;

8 - блок стабилизации алкилата и выделения н-бутана;

9, 10 - запорная арматура для переключения режима «реакция/регенерация» реактора 2;

11, 12 - запорная арматура для переключения режима «реакция/регенерация» реактора 3;

13, 14 - клапаны-регуляторы давления в реакторе 3;

15, 16 - клапаны-регуляторы давления в реакторе 2;

17 - нагреватель регенерирующего потока.

Рассматриваемый процесс может осуществляться с использованием любого твердого катализатора, который обладает стабильностью и проявляет требуемую активность и селективность в реакциях алкилирования парафинов олефинами. Примерами катализаторов являются кислотные катализаторы, включающие цеолиты, выбранные из группы X, Y, ZSM-20, EMT и их комбинаций с введением мультиметаллических материалов, или промотированные сульфатно-циркониевые катализаторы.

Реакционные секции работают попеременно в режиме «реакции» и «регенерации». По меньшей мере, одна реакционная секция работает в режиме «реакции», т.е. на данную секцию поступает смесь жидких парафинов и олефинов при температуре 40-80°C и происходит реакция алкилирования.

Секции, находящиеся в режиме «регенерации», подвергаются двухстадийной регенерации: «умеренной» регенерацией растворенным водородом в жидких парафинах при температуре 90-160°C и регенерацией водородсодержащим газом при повышенных температурах 200-250°C.

Время работы секций в стадиях «реакции» и «регенерации» определяется устойчивостью катализатора к образованию высокомолекулярных отложений (кокса) на поверхности катализатора, которые блокируют активные центры и снижают его активность. Так, на стадию «реакции» может приходиться от 5 до 24 часов. На стадию «умеренной» регенерации требуется от 12 до 48 часов, а на стадию регенерации водородсодержащим газом от 1 до 5 часов.

Устройство работает следующим образом. Олефиновое сырье (18) подается непосредственно в поток парафинового питания реакционных секций (19), находящихся на стадии «реакции». Парафиновое сырье (20) подается в ректификационную колонну (1) ниже тарелок возврата потоков из реакционных секций. В случае использования парафинового сырья с содержанием изобутана более 90% мас. поток парафинового сырья подается непосредственно в линию (19) подачи питания реакционных секций. Смесь парафинов и олефинов (21) подается в реакционные секции, работающие в режиме «реакции». В приведенной на фиг. 1 принципиальной схеме реактор (3) работает в режиме «реакции», а реактор (2) в режиме «регенерации». Для смены режима работы реакционных секций предлагается использовать запорные клапаны (9-12). Так, для работы реактора (3) в режиме «реакции» клапан (12) пропускает через себя поток, а клапан (10) находится в закрытом состоянии. Таким образом, смесь парафинов и олефинов (21) через клапан (12) поступает в линию подачи питания (22) реактора (3). При работе реактора (2) в режиме «реакции» клапан (10) открывается и смесь (21) через линию 37 и клапан (10) поступает в линию подачи питания (38) реактора (2).

В реакторе (3) происходит алкилирование парафинов олефинами с образованием углеводородов с длиной цепи более 5 атомов углеводорода, которые впоследствии являются высокооктановыми компонентами алкилата.

Жидкие продукты (23) реактора (3) через клапан-регулятор уровня и давления (14) поступают в линию подачи жидких продуктов реакционных секций (24) в ректификационную колонну (1). Газообразные продукты (25) реакционной секции (3) через клапан-регулятор давления (13) поступают в линию подачи газообразных продуктов реакционных секций (26) в ректификационную колонну (1).

Газообразные продукты (26) реакционных секций поступают выше, чем жидкие продукты реакционных секций (24), но ниже точки отбора парового потока (27) из ректификационной колонны (1).

Углеводородные пары (27), выходящие с верха колонны (1) с температурой 40-80°C, охлаждаются и практически полностью конденсируются в холодильнике (4) и парожидкостная смесь (28) поступает в сепаратор (5), являющийся емкостью орошения. Неконденсируемые при взятых условиях (температуре и давлении) углеводороды и примеси водорода (29) выводятся из сепаратора сверху и могут быть направлены на выделение изобутана, который затем должен возвращаться в процесс (на схеме не показано).

Жидкость (30) из сепаратора (5), содержащая более 75% изобутана, насосом (6) преимущественно подается в линию парафинового питания реакционных секций (31) и частично на орошение ректификационной колонны, потоком (32). Насос (6) также предназначен для возможности работы реакционных секций (2,3) с давлением выше, чем в колонне (1).

Поток парафинового питания реакционных секций (31) является «рециклом» изобутана в реакционные секции, для чего происходит его ветвление на поток (33), используемый для приготовления смеси парафинов и водорода для регенерации катализатора, и поток (19), используемый для приготовления смеси парафинов и олефинов для проведения реакции алкилирования. Соотношение расхода потока (19) к расходу потока (33) составляет от 10/1 до 100/1.

Поток парафинов (33), содержащий преимущественно изобутан, смешивается с водородсодержащим газом так, чтобы массовая концентрация водорода составляет более 0,5%. Смесь жидкого изобутана и водорода (35) нагревается в нагревателе (17) до температуры 90-250°C для проведения процесса регенерации катализатора. В рассматриваемой принципиальной схеме реактор (2) работает в режиме «регенерации», поэтому клапан (9) является открытым, а клапан (11) закрытым. Таким образом, нагретый поток (36) поступает через клапан (9) в линию подачи питания (38) реактора (2). При работе реактора (3) в режиме «регенерации» клапан (11) открывается и смесь (36) через линию (39) и клапан (11) поступает в линию подачи питания (22) реактора (2).

При проведении процесса регенерации в реакционных секциях происходит гидрокрекинг высокомолекулярных соединений, адсорбированных на поверхности катализатора, с образованием преимущественно парафиновых углеводородов C5+ и легких углеводородных газов C1-C3.

Жидкие продукты (40) реакционной секции (2) через клапан-регулятор уровня и давления (16) поступают в линию подачи жидких продуктов реакционных секций (24) в ректификационную колонну (1). Газообразные продукты (41) реакционной секции (2) через клапан-регулятор давления (15) поступают в линию подачи газообразных продуктов реакционных секций (26) в ректификационную колонну (1).

Внизу ректификационной колонны (1) преимущественно концентрируются углеводороды C5+ и н-бутан. Кубовая жидкость (42) преимущественно отправляется на испарение (43) в испарителе (7) и частично выводится из ректификационного процесса потоком (44). Испаритель (7) предназначен для создания восходящего потока углеводородных паров по колонне (1), таким образом, нагретый и частично или полностью испаренный поток (45) из испарителя (7) поступает в ректификационную колонну (1).

Поток (44) представляет собой нестабильный алкилат и содержит не более 35% н-бутана и не более 5% масс изобутана. Для стабилизации алкилата и соответствующего выделения компонентов C4-C5 поток (44) может направляться на стадию стабилизации алкилата (8), которая осуществляется ректификацией. На стадии (8) выделяется смесь (46), содержащая преимущественно н-бутан, и товарный алкилат (47), являющийся целевым продуктом алкилирования.

Проведенные испытания на лабораторной установке показали, что при использовании заявляемого способа суммарные затраты теплоты составляют 2.4 ГДж на тонну алкилата, что на 14% меньше по сравнению с реакционно-ректификационным способом, где реакционные секции располагаются внутри колонны между тарелками или секциями насадки. Также способ позволяет снизить содержание относительно тяжелых углеводородов C5+ в питании реакционной секции на более чем 40%.

Октановое число алкилата (МОЧ) составляет 91.5, давление насыщенных паров составило 850 мм рт.ст.

Химические превращения в реакционных секциях предпочтительно проводятся в жидкости. Температура проведения реакции алкилирования 40-100°C, более предпочтительно 60-80°C. Давление, требуемое для того, чтобы углеводороды находились в жидкой фазе, предпочтительно 600-1500 кПа. Объемная скорость по олефину от 0,2 до 10 грамм олефина на грамм катализатора в час. Соотношение парафин/олефин в потоке питания реактора от 5/1 до 100/1, предпочтительно от 10/1 до 15/1.

Сырьем для настоящего способа служит олефиновое сырье, содержащее более 20% масс. олефинов C3-C5, предпочтительнее бутены, и изобутановое сырье, содержащее более 50% масс. изобутана.

Ректификационная колонна служит для выделения смеси углеводородов С4 из продуктов реакции алкилирования и последующей ее подачи в реакционные секции. В кубе колонны преимущественно концентрируются углеводороды C5+, а содержание н-бутана составляет не более 35% мас., изобутана не более 5% мас.

Другим преимуществом выносных реакционных секций является возможность снижения давления в ректификационной колонне по отношению к давлению в реакторе, для чего потребуется установка насосов и дросселирующих клапанов на линии возврата продуктов реакции в колонну.

1. Устройство для алкилирования изобутана олефинами на твердом катализаторе в виде ректификационной колонны, содержащее ректификационные секции и реакционные секции с твердым катализатором, которые имеют питающий канал и переливной карман, связанные с ректификационными секциями, отличающееся тем, что дополнительно снабжено блоком попеременного переключения реакционных секций из рабочего режима в режим регенерации катализатора, причем питающий канал реакционных секций связан с верхней частью колонны, и переливной карман, связанный с ректификационной секцией, расположенной ниже секции, обеспечивающей питание реакционной секции.

2. Устройство по п. 1, отличающееся тем, что блок попеременного переключения реакционных секций состоит из нагревателя регулирующего потока, клапанов-регуляторов давления и запорной арматуры, установленных на линии между верхней ректификационной секцией колонны и реакторными секциями.

3. Устройство по п. 1, отличающееся тем, что устройство дополнительно включает блок стабилизации алкилата и блок выделения смеси, преимущественно содержащей н-бутан.

4. Устройство по п. 1, отличающееся тем, что реакционные секции вынесены из корпуса колонны.

5. Устройство по п. 1, отличающееся тем, что твердый катализатор помещен в контейнер.

6. Устройство по п. 5, отличающееся тем, что твердый катализатор помещен в контейнер в виде трубки.



 

Похожие патенты:

Изобретение относится к способу восстановления разветвленных кетонов до предельных углеводородов путем каталитического гидрирования кетона. Способ характеризуется тем, что в качестве катализатора используют композит, состоящий из механической смеси катализатора гидрирования из ряда металлов: Pt, Pd, Ru, Au, Ni, Cu на носителе - оксиде алюминия и/или оксиде кремния и катализатора дегидратации, в качестве которого используют катионообменную смолу в Н-форме, и/или нанесенные на твердый носитель фосфорную и/или серную кислоту, и/или цеолитный катализатор со структурой, выбранной из ряда: MFI, MEL, BEA, МТТ, TON.

Изобретение относится к вариантам способа изомеризации парафинов. Один из вариантов включает стадии: разделения отходящего продукта изомеризации на поток продукта, который содержит разветвленные и неразветвленные парафины, и поток пара стабилизатора, который содержит HCl, Н2 и С6- углеводороды; разделения потока пара стабилизатора на пар сухого газа, содержащий HCl, Н2 и С5- углеводороды, и поток жидкости, который содержит С2- и С3+ углеводороды; разделения пара сухого газа на фазу, обогащенную С5- углеводородами, и поток, обогащенный HCl и Н2, в охлаждающей установке; активирования катализатора изомеризации при использовании по меньшей мере части потока, обогащенного HCl и Н2, для получения катализатора изомеризации, промотированного хлоридом, при этом по крайней мере часть потока, обогащенного HCl и Н2, направляют непосредственно на рецикл от разделения пара сухого газа для активирования катализатора изомеризации; и введения в контакт потока парафинового подаваемого исходного сырья с катализатором изомеризации, промотированным хлоридом, в присутствии водорода для изомеризации парафинов.

Изобретение относится к способу изомеризации парафинов, который включает стадии: разделения отходящего продукта изомеризации на поток продукта, который содержит разветвленные и неразветвленные парафины, и поток пара верхнего продукта стабилизатора, который содержит HCl, Н2 и С6- углеводороды; удаления С6- углеводородов, по меньшей мере, из части потока пара верхнего продукта стабилизатора для получения потока, обогащенного HCl и Н2; активирования катализатора изомеризации при использовании, по меньшей мере, части потока, обогащенного HCl и Н2, для получения катализатора изомеризации, промотированного хлоридом; и введения потока парафинового подаваемого исходного сырья в контакт с катализатором изомеризации, промотированным хлоридом, в присутствии водорода для изомеризации парафинов.

Изобретение относится к способу дистилляции углеводородов, который включает в себя: подачу потока углеводородного сырья в зону фракционирования в первом местоположении; фракционирование потока углеводородного сырья с образованием головного потока и донного потока; нагревание первой части головного потока до температуры выше температуры конденсации головного потока; сжатие нагретой первой части головного потока; удаление части потока из зоны фракционирования во втором местоположении, расположенном ниже первого местоположения; нагревание удаленной части потока за счет косвенного контакта удаленной части потока с сжатой первой частью головного потока; возвращение нагретой удаленной части потока в зону фракционирования в третьем местоположении, расположенном выше второго и ниже первого местоположения; снижение давления сжатой первой части головного потока с образованием головного потока пониженного давления; возвращение части головного потока пониженного давления наверх зоны фракционирования; в котором нагревание первой части головного потока включает в себя косвенный контакт первой части головного потока с сжатой первой частью головного потока после косвенного контакта удаленной части потока с сжатой первой частью головного потока и до снижения давления указанной сжатой первой части головного потока.

Изобретение относится к способу изомеризации C5-C6 углеводородов с подачей циркулирующего водорода, включающему загрузку водорода и сырья, содержащего C5-C6 углеводороды, в зону изомеризации, продукты которой направляют в сепаратор, с низа сепаратора отводят на разделение в блок фракционирования, состоящий по крайней мере из одной ректификационной колонны, поток продукта, содержащего C4 и более тяжелые углеводороды, а с верха сепаратора отводят газовый поток, состоящий из водорода и легких углеводородов, который подвергают рециркуляции с использованием рециркулирующего компрессора для объединения с сырьем, куда при необходимости вводят дополнительное количество водорода.

Изобретение относится к способу и устройству для гидрогенизации и дециклизации бензола и изомеризации С5-С6-парафинов в сырье, содержащем С5-С6-парафины и, по меньшей мере, 1 вес.% бензола.

Изобретение относится к установке для изомеризации потока углеводородов, богатого углеводородом С4 и/или по меньшей мере одним из углеводородов С5 и С6. Установка содержит: A) емкость, в которой находится текучая среда, содержащая газ, богатый водородом; B) устройство для перемещения текучей среды, принимающее из указанной емкости указанную текучую среду, содержащую газ, богатый водородом; C) по меньшей мере один осушитель, принимающий текучую среду, содержащую газ, богатый водородом, из указанного устройства для перемещения текучей среды, при этом указанный по меньшей мере один осушитель функционирует в первом режиме для осушки текучей среды, содержащей газ, богатый водородом, и во втором режиме в условиях регенерации, проводимой с помощью регенерирующего агента; D) реактор, сообщающийся, по меньшей мере, с одним осушителем для приема текучей среды, содержащей газ, богатый водородом, при этом по меньшей мере один осушитель сообщается с указанной емкостью, по меньшей мере, посредством подачи текучей среды, содержащей газ, богатый водородом, или регенерирующий агент, через сужающее устройство для текучей среды, по меньшей мере, для регулирования расхода и/или уменьшения давления регенерирующего агента, поступающего в указанную емкость.

Изобретение относится к установке для изомеризации потока углеводородов, богатого углеводородом С4 и/или, по меньшей мере, одним из углеводородов С5 и С6. Установка содержит: первый осушитель и второй осушитель, приспособленные для приема текучей среды, содержащей, по меньшей мере, один реагент, при этом указанный первый осушитель выполнен с возможностью функционирования в первом режиме для осушки текучей среды, содержащей, по меньшей мере, один реагент, и второй осушитель выполнен с возможностью функционирования во втором режиме в условиях регенерации с помощью регенерирующего агента; и реакционную зону, сообщающуюся с первым осушителем для приема текучей среды, содержащей, по меньшей мере, один реагент, и со вторым осушителем для приема регенерирующего агента, при этом регенерирующий агент проходит через сужающее устройство для текучей среды для регулирования расхода регенерирующего агента, поступающего в реакционную зону; первый трубопровод для подачи текучей среды, содержащей жидкость, богатую углеводородом С4 и/или богатую, по меньшей мере, одним из углеводородов С5 и С6, из первого осушителя в реакционную зону; и второй трубопровод для сообщения второго осушителя с реакционной зоной, при этом сужающее устройство для текучей среды содержит ограничительное отверстие или регулирующий клапан, соединенный, по меньшей мере, с одним из первого и второго трубопроводов.

Изобретение относится к способу изомеризации легких бензиновых фракций, состоящий из подготовки прямогонной и вторичной бензиновых фракций на изомеризацию, с последующим выделением сырьевого изопентана в первой ректификационной колонне - деизопентанизаторе, далее подачу его на изомеризацию в реактор изомеризации с последующим выделением газов и рефлюкса во второй ректификационной колонне - дебутанизаторе, с низа которого стабильный изомеризат направляют последовательно на разделение в третью ректификационную колонну для извлечения раздельно изопентана и пентана и в четвертую ректификационную колонну для извлечения раздельно изогексанов и гексана, боковые погоны третьей и четвертой ректификационных колонн, содержащие, соответственно, пентан и гексан - рециркулируют на изомеризацию в реактор изомеризации.

Изобретение относится к установке для вытеснения регенерирующего агента из осушителя. Установка содержит первый осушитель и второй осушитель, приспособленные для приема газообразной текучей среды, содержащей, по меньшей мере, один реагент.

Изобретение относится к галогеналюминатному соединению четвертичного фосфония формулы (I), в которой R1-R3 представляют собой одинаковые алкильные группы, содержащие от 1 до 8 атомов углерода, R4 отличается от R1-R3 и выбран из С4-С12 алкилов, а X представляет собой галоген.

Изобретение относится к области получения катализаторов алкилирования изобутана изобутеном. Описывается способ получения катализатора на основе цеолита типа NaNH4Y с остаточным содержанием Na2O не более 0,8 мас.%, включающий пропитку при перемешивании кристаллов цеолита водным раствором нитрата лантана до содержания в цеолите 3,0 мас.% лантана, смешение со второй суспензией, полученной пептизацией водным раствором HNO3 до рН 1-3 порошка гидроксида алюминия (псевдобемита), гранулирование формовочной массы, провяливание при комнатной температуре 18-24 ч, сушку с подъемом температуры 2 град/мин и выдержкой при 110±10°C не менее 5 ч, прокаливание с подъемом температуры 10 град/мин, выдержкой при 280±10°C не менее 4 ч и при 510±10°C не менее 4 ч; порошки цеолита и гидроксида алюминия имеют размер частиц менее 20 мкм, во вторую суспензию дополнительно вводят раствор сульфата циркония и метасиликат алюминия с размером частиц менее 20 мкм, а формовочную массу с плотностью 1,25±0,05 г/см3 гранулируют методом сферообразования в углеводородной жидкости с последующей коагуляцией в растворе аммиака с концентрацией 17±0,5 мас.%, содержащего 5,5±0,2 мас.% парамодибдата или паравольфрамата аммония, при следующем массовом соотношении компонентов в формовочной массе, %: цеолит типа NaNH4Y - (9,2-10,7), нитрат лантана (0,67-0,77), гидроксид алюминия (псевдобемит) - (11,3-12,4), сульфат циркония - (9,0-12,8), метасиликат алюминия - (0,73-1,0), азотная кислота - (0,36-0,4), вода - до 100.

Изобретение относится к области получения катализаторов алкилирования изобутана изобутеном. Описывается способ приготовления катализатора на основе цеолита типа NaNH4Y с остаточным содержанием оксида натрия не более 0,8 мас.%, включающий пропитку при перемешивании кристаллов цеолита с водным раствором нитрата лантана в количестве, обеспечивающем содержание лантана в цеолите 3,0 мас.%, смешение образовавшейся суспензии со второй суспензией, полученной пептизацией водным раствором азотной кислоты до рН 1-3 порошка гидроксида алюминия, гранулирование формовочной массы, провяливание при комнатной температуре 18-24 ч, сушку с подъемом температуры 2 градуса в минуту и выдержкой при 110±10°С не менее 5 ч и прокаливание с подъемом температуры 10 градусов в минуту и выдержкой при 280±10°С не менее 4 ч и при 510±10°С не менее 4 ч; порошки цеолита и гидроксида алюминия псевдобемитной модификации имеют размер частиц менее 40 мкм, а в формовочную массу дополнительно вводят при перемешивании порошок сульфатированного тетрагонального диоксида циркония с содержанием 5 мас.% (SO4)2 2- и с частицами размером менее 40 мкм, а также микроигольчатый волластонит немодифицированный - природный силикат кальция CaSiO3 с характеристическим отношением l:d=(12-20):1 и длиной микроигл l<20 мкм, при следующем массовом соотношении компонентов в формовочной массе, %: цеолит типа NaNH4Y - (26,14-30,68), нитрат лантана (1,90-2,22), гидроксид алюминия (псевдобемит) - (14,88-19,40), сульфатированный оксид циркония - (9,90-14,61) и микроигольчатый волластонит - природный силикат кальция CaSiO3, азотная кислота - (0,44-0,57), вода - до 100.

Изобретение относится к способу алкилирования изопарафинов. Способ включает: пропускание изопарафина, содержащего от 4 до 10 атомов углерода, в реактор алкилирования; и пропускание олефина, содержащего от 2 до 10 атомов углерода, в реактор алкилирования, где реактор алкилирования функционирует в условиях проведения реакции и содержит катализатор в виде ионной жидкости на фосфониевой основе для проведения реакции между олефином и изопарафином с получением алкилата, где ионная жидкость на фосфониевой основе представляет собой галогеналюминат четвертичного фосфония, который содержит органический катион на фосфониевой основе и неорганический анион и обладает структурой в форме PhR1R2R3R4, где R1, R2 и R3 включают идентичные алкильные группы, содержащие от 3 до 6 атомов углерода, а алкильная группа R4 содержит, по меньшей мере, на 1 атом углерода больше, чем алкильная группа R1, и имеет от 4 до 12 атомов углерода.
Изобретение относится к технологии производства катализаторов и может быть использовано для процесса алкилирования изопарафиновых углеводородов олефинами в нефтеперерабатывающей и нефтехимической отраслях промышленности.

Изобретение относится к способу получения алкилбензина путем алкилирования изобутана олефинами в каталитическом реакторе при повышенной температуре и давлении, в котором изобутан подают в верхнюю секцию реактора и последовательно пропускают через все секции с катализатором, а олефинсодержащее сырье распределяют на несколько потоков, число которых равно числу секций катализатора, и подают одновременно в секции с катализатором параллельными потоками для проведения реакции алкилирования, углеводородный поток, содержащий непрореагировавший изобутан и продукты реакции, разделяют на два потока: паровой, полученный путем испарения изобутана, который затем конденсируют и направляют на рецикл, и жидкостной, представляющий собой продукты реакции, который выводят из реакционной системы или частично направляют на рецикл.

Изобретение относится к способам получения катализаторов. .
Изобретение относится к химии гетерогенного катализа, в частности к процессам получения высокооктанового компонента бензина при алкилировании бутан-бутиленовой фракции бутенами на гетерогенных катализаторах.
Изобретение относится к способу конверсии углеводородных соединений и, в частности, к применению цеолитного катализатора для алкилирования олефин/парафин или ароматического алкилирования.

Изобретение относится к химии гетерогенного катализа, в частности к процессам получения высокооктанового компонента бензина при алкилировании изобутана бутан-бутиленовой фракцией на гетерогенных катализаторах.

Изобретение относится к способу алкилирования изобутана в трехфазном реакторе с неподвижным слоем катализатора бутилены подают на каждый слой катализатора, а изобутан, взятый в избытке, в верхнюю часть реактора, проводят реакцию алкилирования, отделяют и возвращают на рецикл непрореагировавпшй изобутан и выводят полученный алкилбензин. Температуру и давление выбирают так, чтобы пары изобутана находились в состоянии насыщения, а дополнительное испарение жидкости в реакторе под действием тепла реакции обеспечивало изотермические условия процесса алкилирования. Жидкость стекает свободно без барботирования под действием силы тяжести при объемной скорости, составляющей не более Wmax, равного , и не менее Wmin, равного , где D - сечение слоя катализатора, м, ε - порозность слоя катализатора, εг - паросодержание в реакторе в условиях проведения реакции, ρж - плотность жидкости на входе в реактор, кг/м3, ρг - плотность паров в реакторе в условиях проведения реакции, кг/м3, - максимальная линейная скорость свободно стекающей жидкости Umax, м/с, рассчитываемая исходя из системы уравнений , ,где Н - высота слоя катализатора, м, g - ускорение свободного падения, м/с2, Δрпот - потерянный напор, Па, dp - средний диаметр частицы катализатора, м, μ - вязкость жидкости, Па/с. Минимальная линейная скорость свободно стекающей жидкости Umin, м/с равна , где Ga - критерий Галилея, определяемый по формуле: , μ - динамическая вязкость жидкости, Па/с, ρж - плотность, г/м3; dp - средний диаметр частицы катализатора, м. Технический результат: повышение стабильности процесса при сохранении высокой активности катализатора в течение длительного времени. 1 ил., 1 табл., 7 ил.
© Патентный поиск, поиск патентов на изобретения - FindPatent.RU 2012-2024
Политика конфиденциальности 2015-09-01 2017-06-23T07:34:34
Наверх