Способ получения ароматических углеводородов из широкой фракции легких углеводородов в газовой фазе

Изобретение относится к области нефтеперерабатывающей и нефтехимической промышленности. Заявлен способ получения ароматических углеводородов из широкой фракции легких углеводородов в газовой фазе. Для осуществления способа углеводородное сырье и вода распределенно подаются в реактор, включающий не менее двух последовательных независимых реакционных зон, или не менее чем в два последовательно соединенных реактора. При этом подача воды осуществляется в каждый реакционный объем. В зависимости от параметров температуры в различных реакционных зонах объемная скорость подачи воды может регулироваться. При этом подача воды и углеводородной фракции осуществляется в газовой фазе, а суммарное соотношение сырья и воды находится в диапазонах 76…85%/15…24% соответственно. Техническим результатом изобретения является способ получения ароматических углеводородов из широкой фракции легких углеводородов в газовой фазе в многополочном реакторе или нескольких независимых последовательных реакторах с распределенной подачей сырья и распределенной регулируемой подачей воды. 13 з.п. ф-лы, 2 табл. 15 пр.

 

Изобретение относится к области нефтеперерабатывающей и нефтехимической промышленности. Более конкретно, изобретение относится к способу переработки алифатических углеводородов в концентрат ароматических углеводородов или высокооктановый компонент бензина производства бензинов или концентратов ароматических соединений на цеолитном катализаторе в многополочном реакторе или нескольких независимых последовательных реакторах с распределенной подачей сырья и распределенной регулируемой подачей воды.

Получение синтетического топлива и(или) концентрата ароматики из попутного нефтяного газа является широко известной решенной научно-технической задачей, в том числе через получение синтез-газа и его последующую переработку. Однако такой подход, подразумевающий получение метанола, не является единственным возможным вариантом.

Из уровня техники известна технология получения высокооктанового бензинового продукта методом цеоформинг - процесс каталитической переработки низкооктановых бензиновых фракций (прямогонные бензиновые фракции нефтей и газовых конденсатов, газовые бензины и другие фракции, выкипающие в интервале температур 35-200°С) в высокооктановые неэтилированные бензины на цеолитсодержащих катализаторах, а также различные варианты развития данной технологии.

Известна технология преобразования диметилового эфира, например, [RU 2160160 Опубликовано: 10.12.2000 Бюл. № 34]. Данное изобретение относится к процессу получения жидких углеводородов, обогащенных изо- и циклопарафинами, которые могут быть использованы в качестве добавки при производстве высокооктановых бензинов с содержанием ароматических углеводородов не более 30 мас.%. Жидкие углеводороды получают из диметилового эфира с использованием катализатора на основе кристаллического алюмосиликата типа пентасилов с SiO2/Al2O3=25-100, содержащего 0,05-0,1 мас.% оксида натрия, и связующего компонента, который дополнительно содержит оксид цинка и оксиды редкоземельных элементов при следующем соотношении компонентов, мас.%: Zn0 0,5-3,0, оксиды РЗЭ 0,1-5,0, кристаллический алюмосиликат 65-70, связующее остальное. Катализатор активируют на воздухе при 540-560°С. Процесс осуществляют при давлении 0,1-10 МПа, температуре 250-400°С, объемной скорости подачи сырья 250-1100 ч-1.

Из уровня техники также известен цеолитсодержащий катализатор, способ его получения и способ превращения алифатических углеводородов в концентрат ароматических углеводородов или высокооктановый компонент бензина [RU 2221643 Опубликовано: 20.01.2004 Бюл. № 2]. В данном техническом решении описан непосредственно катализатор, способ его получения и способ превращения алифатических углеводородов в концентрат ароматических углеводородов или высокооктановый компонент бензина (варианты) путем пропускания газообразной смеси низкомолекулярных предельных углеводородов или паров прямогонной бензиновой фракции нефти через слой цеолитсодержащего катализатора.

Также известно решение [RU 2172212 Опубликовано: 20.08.2001 Бюл. № 23], относящееся к катализатору превращения алифатических углеводородов C2-C12 высокооктановый компонент бензина или концентрат ароматических углеводородов, содержащий высокремнеземный цеолит группы пентаксилов с мольным отношением SiO2/Al2O3 = 20-80 и остаточным содержанием оксида натрия не более 0,4 мас. %, оксид цинка, смесь двух или более оксидов редкоземельных элементов, выбранных из группы Ce, La, Nd, Pr, связующий компонент (γ - Al2O3, кристаллическая двуокись кремния, синтетический алюмосиликат, глина, двуокись циркония и др. ). Однако в примерах осуществления изобретения приводятся данные, что данный состав катализатора обеспечивает повышение выхода жидких C5+ углеводородов и повышение содержания в них ароматических углеводородов. Образцы катализаторов, приготовленные по данному патенту были испытаны в реакции превращения низкооктанового (О.ч. = 52 пункта по М.М.) газоконденсатного бензина при условиях: температура 430°C; давление 1,5 МПа; объемная скорость подачи сырья (по жидкости) 1,5 ч^-1 . По результатам испытаний был достигнут выход углеводородов С5+ до 76 % мас. с содержанием ароматики до 34,7 % мас. и ОЧ (по моторному методу) до 85,8.

Приведенные аналоги характеризуются очевидными недостатками - использование широкого диапазона фракций, в отдельных случаях до С12 снижает ценность описываемой технологии. Переработка же фракций С1 - С4 с высокими показателями получения бензина или концентрата ароматики, что представлялось бы более ценным решением для промышленного применения, в достаточной степени в указанных аналогах в должной степени не раскрыто.

Также из уровня техники известен способ [US 4677235, Опубликовано 30.06.1987] получения ароматических углеводородов из природного газа, содержащего азот, метан, этан, пропан и бутан. Способ включает сжатие и подачу выходящего из зоны реакции дегидроциклодимеризации потока, содержащего водород, этан, пропан и ароматические углеводороды C6+, в зону парожидкостной сепарации, работающую при условиях (в том числе при давлении выше 2,8 МПа), эффективных для разделения поступающих компонентов на парофазный отходящий поток, содержащий азот, водород и метан, и жидкофазный I поток процесса, содержащий этан, пропан и ароматические углеводороды C6+, подачу сырьевого природного газа в зону парожидкостной сепарации; подачу I потока процесса в зону фракционирования, содержащую хотя бы одну ректификационную колонну, работающую при условиях, эффективных для разделения углеводородов I потока процесса на хотя бы II поток процесса, содержащий пропан, и I поток продуктов, содержащий углеводороды C6+, и выведение этого потока из процесса; подачу II потока процесса в зону дегидроциклодимеризации, работающую в условиях дегидроциклодимеризации, в том числе при давлении менее 0,7 МПа, и производящую поток, выходящий из зоны реакции.

В описанном способе сырье, поступающее в зону реакции дегидроциклодимеризации, отделяют от метана с экономически приемлемой степенью чистоты, что, однако, предполагает использование высокого давления или глубокого холода. В предпочтительном варианте зона фракционирования состоит из нескольких фракционирующих колонн для выделения этана и пропан-бутановой фракции, которая и является сырьем для зоны реакции. Однако, этим сырьем могут быть и легкие углеводороды C2-C4, выделенные из I потока процесса в одной фракционирующей колонне как II поток процесса.

Или способ [RU 2139844, Опубликовано: 20.10.1999]: в зону реакции дегидроциклодимеризации подают неконденсируемые компоненты и углеводороды C2-C4 сырья и рецикловые потоки. Азот, метан и этан являются теплоносителями, обеспечивающими эндотермическое превращение пропана и бутана, что позволяет осуществить реакцию дегидроциклодимеризации сырья в одноступенчатом адиабатическом реакторе без промежуточного подогрева частично превращенного сырья, усложняющего конструкцию реактора и печи. В способе получения ароматических углеводородов из попутного газа при реакции дегидроциклизации компонентов C3+ сырья на цеолитсодержащих катализаторах поток поток, выходящий из зоны реакции и содержащий водород, алканы С1-С4 и ароматические углеводороды С6+, подают в зону сепарации, из зоны сепарации выводят парофазный поток, содержащий водород и метан, и жидкофазный I поток процесса, содержащий пропан, бутан и ароматические углеводороды С6+, подают I поток процесса в зону фракционирования и разделяют его на хотя бы II поток процесса, содержащий пропан и бутан, и I поток продуктов, содержащий ароматические углеводороды С6+, подают II поток процесса в зону реакции дегидроциклодимеризации, работающую в условиях дегидроциклодимеризации, и получают поток, выходящий из зоны реакции, отличающийся тем, что парофазный поток из зоны сепарации содержит также этан, и в зону реакции подают сырье, содержащее алканы С1-С4, и часть парофазного потока из зоны сепарации.

Наиболее близким аналогом является способ превращения алифатических углеводородов в концентрат ароматических углеводородов или высокооктановый компонент бензина, запатентованный в составе группы изобретений [RU 2221643, Опубликовано: 19.6.2002]. В рамках группы изобретений приводятся сведения о возможности получения с помощью цеолитного катализатора конденсированной фазы концентрата ароматических углеводородов непосредственно из низкомолекулярных газообразных углеводородов, например из попутных нефтяных газов и широкой фракции легких углеводородов (ШФЛУ). Технический результат относительно способа, основанного на использовании предлагаемого цеолитсодержащего катализатора для превращения алифатических углеводородов в концентрат ароматических углеводородов или высокооктановый компонент бензина, достигается путем пропускания газообразной смеси низкомолекулярных предельных углеводородов (сырье) (2,2 мас.% этана, 73,7 мас.% пропана, 24,1 мас. % i- и n-бутана) через слой катализатора, нагретого до температуры 500-600°С.

Ценность описанных выше аналогов представляется именно в том, что, в данном случае в том числе технически, исключается метановая составляющая и осуществляется переработка на цеолитном катализаторе непосредственно легких углеводородов с получением ароматических соединений в качестве целевого продукта.

К недостаткам же можно отнести неравномерность протекания реакции за счет использования одного реакционного объема, в том числе за счет распределения температурного поля по слою катализатора и как следствие - снижение показателей по выходу целевого продукта, а также снижение каталитической активности из-за закоксованности катализатора, что приводит к необходимости его замены и(или) регенерации. Данная проблема пропорциональна шагу масштабирования технологии. В реакторах большего объема, ситуация будет усугубляться данными негативными факторами в большей степени.

Необходимо отметить, что использование многореакторной схемы, или реакторов с несколькими независимыми реакционными зонами, является закономерным развитием технологий «цеоформинга» и его вариаций (метаформинг, ароформинг). В частности, необходимо отметить оптимальность подхода с использованием многополочных реакторов, то есть реакторов, в которых преднамеренно созданы несколько меньших относительно одного сопоставимого по массо-габаритным характеристикам реактора независимых реакционных объемов, которые позволяют вести более контролируемые процессы переработки сырья и оперативно корректировать параметры протекания реакции в каждой из реакционных зон. Подтверждением тому могут являться известные из уровня техники решения. Например, способ WO/2017/155424 [WO 2017155424, дата публикации 14.09.2017], при котором поток сырьевых компонентов, аналогичный предыдущему приведенному в уровне технике способу, очищают, а после подают в многополочный реактор, где реакцию проводят в присутствии цеолитсодержащего катализатора, целевым продуктом которой является высокооктановый бензин. На выходе из реактора происходит разделение продукта конверсии с одновременным отведением реакционной воды и отходящих газов. В качестве реактора используют реактор, содержащий не менее двух реакционных зон, между которыми дополнительно располагают средства для смешивания продукта реакции из предыдущей реакционной зоны и подаваемых спирта и олефинсодержащего сырья.

Заявляемое изобретение позволит оптимизировать процессы получения бензинов или концентрированных ароматических соединений из доступного и, как правило, низкомаржинального, а в отдельных случаях - утилизируемого, сырья.

Техническим результатом является способ получения ароматических углеводородов из широкой фракции легких углеводородов в газовой фазе в многополочном реакторе или нескольких независимых последовательных реакторах с распределенной подачей сырья и распределенной регулируемой подачей воды.

Технический результат достигается решением задачи проведения реакции в реакторе, включающем не менее двух независимых реакционных зон, либо в не менее двух последовательных реакторах (далее - независимых реакционных зон) при котором осуществляется подача углеводородного сырья - ШЛФУ, в частности - попутного нефтяного газа (далее - углеводородная фракция, УВФ), и воды в пропорции соответственно 76…85 % / 15 … 24 %. При этом обеспечивается распределенная подача сырьевых потоков. Углеводородная фракция (УВФ) подается по меньшей мере в первую реакционную зону. Вода подается в первую и последующие реакционные зоны. Подача воды осуществляется в виде водяного пара. Объемная подача воды осуществляется в соотношении: в первую реакционную зону - до 50 % от общего объема подаваемой воды, во вторую - от остальное, при осуществлении варианта с двумя реакционными объемами. При реализации схемы с тремя и более реакционными зонами, подача воды осуществляется в соотношении: в первую реакционную зону - 20…30 % от общего объема подаваемой воды, во вторую и последующие - остальное, при этом объем от 70 % до 80 % распределяется между последующими реакционными зонами в равных долях или таким образом, чтобы в каждую последующую реакционную дону подавалось больше воды, чем в предыдущую. При этом, в зависимости от параметров температуры в различных реакционных зонах, объемная скорость подачи воды может регулироваться, при этом общий объем поданной воды сохраняется в пределах указанный в суммарном объеме диапазоне.

Применение воды в каталитических процессах нефтепереработки в целом является распространенной практикой. Однако в вариантах развития технологий «цеоформинга», до настоящего времени не практиковалось проведение реакций для получения целевого продукта с распределенной подачей сырья по двум и более реакционным зонам и регулируемым добавлением воды в каждую реакционную зону в зависимости от температуры в слое катализатора, а именно в зависимости от перепадов по температурному полю, при переработке ШЛФУ на цеолитном катализаторе. Для контроля перепадов температуры в каждом реакционном объеме располагается от трех датчиков температуры, например, термопар, расположенных в верхней части, в середине и в нижней части реакционного объема в слое катализатора. При этом чем больше реакционный объем, тем большее количество точек контроля температуры необходимо обеспечить для контроля однородности температурного поля. Например, возможно расположение датчиков температуры от центра к стенкам и большее количество точек контроля температуры в распределении по слою катализатора. Необходимость контроля температуры и равномерности температурного поля обусловлена характером протекания реакции с выделением тепла.

Способ осуществляется следующим образом:

Углеводородный поток, в частности, представляющий собой попутный нефтяной газ (ПНГ), который может являться побочным продуктом при добыче нефти, направляется по технологической линии в камеру смешения, или клапан смешения туда же подводится и поток воды.

Пропорции подаваемых в первую реакционную зону компонентов составляют 76…85 (углеводороды) - 15 … 24 (вода). В каждую реакционную зону загружается цеолитный катализатор на основе цеолита ZSM-5. Реакция проводится при следующих параметрах: температура 550 … 650°С, давление 10 … 12 атм., время реакции пропорционально объему реакционных зон в зависимости от объемной скорости подачи сырья.

Далее к второй и, в случае наличия таковых, последующим реакционным зонам по подведенным технологическим трубопроводам подается вода и, в зависимости от варианта осуществления, углеводородный поток. Объемный расход по воде является регулируемым. Количество реакционных зон обуславливается производительностью установки исходя из того, что больший объем в большей степени склонен к неравномерности температурного поля по слою катализатора. Параметры распределенной подачи и осуществляемой реакции в различных вариантах приведены в таблице 1.

В качестве катализатора использовался цеолитный на основе ZSM-5 следующего состава:

Модуль цеолита ZSM-5, SiO2/Al2O3, моль/моль: 43;

Доля цеолита группы пентасилов, мас. %: 68.

Доли компонентов катализатора, мас. % (в пересчете на прокаленный при 550°С):

Диоксид кремния: 72,5;

Оксид алюминия: 22,6;

Оксид цинка: 3,4;

Оксид натрия: 0,007;

Сумма оксидов РЗЭ: 1,5.

Однако известна практика применения цеолитных катализаторов иного состава с незначительными отклонениями по параметрам реакций от описанных примеров осуществления и без ухудшения качества получаемого продукта.

Поток продукта после последовательного прохождения всех реакционных объемов разделяют на углеводородную фракцию продукта и водную фракцию продукта. Водную фракцию продукта отводят.

Углеводородная фракция продукта далее разделяется на жидкий углеводородный продукт и газообразный продукт, в частности, методами фракционирования и стабилизации. Газообразный продукт может дополнительно разделяться на фракцию газообразного продукта, обогащенную углеводородами С3-С4, и фракцию газообразного продукта, обогащенного углеводородами С1-С2.

Основной компонент жидкого углеводородного продукта - углеводороды С5+ (углеводороды с количеством атомов углерода пять и более). В зависимости от целей конкретного производства, жидкий углеводородный продукт может содержать не только углеводороды С5+, но и различное количество растворенных газов С1-С4. В частности, при производстве автомобильных бензинов, обычно допускается присутствие до 3-5 мас. % растворенных газов в летних бензинах и до 5-7 мас. % растворенных газов в зимних бензинах. Газообразный продукт может включать углеводороды С1-С4, азот, водород и другие неорганические газы, а также более тяжелые углеводороды. Отмечается, что удается добиться температуры конца кипения получаемого углеводородного продукта менее 215°С, а также содержания смол в продукте ниже 5 мг/см3, обеспечить равномерность и контролируемость процесса по температуре, упростить сырьевую логистику и вместе с тем удешевить себестоимость по используемому сырью. Помимо этого, реализация изобретения приводит к уменьшению коксовых отложений при сохранении достаточной каталитической активности катализатора.

Далее осуществление изобретения и его промышленная применимость проиллюстрированы рядом примеров.

Для проведения экспериментов использовалась установка вышеописанной схемы с равными объемами реакционных зон 3 л., объемом загрузки катализатора не более 2 л. на каждую реакционную зону. Рабочее давление 10 - 12 атм.

В качестве сырья для экспериментов применялась модельная смесь ПНГ следующего состава: нормальные парафины - 79,05%, изопарафины - 20,95%. Состав жидкого углеводородного продукта подробно описан в таблице 2.

Пример 1. (согласно известному уровню техники, без воды, с одним реакционным объемом)

Температура: 550°С. Объемная скорость подачи 338.7 ч ^-1. Давление: 12 атм.

По результатам испытаний выход углеводородов С5+ на тонну сырья: 40,0 %; ОЧИ 110,8.

Пример 2. (согласно известному уровню техники, но с водой, с одним реакционным объемом

Подача углеводородной фракции (ПНГ) и воды в пропорции соответственно 84,8/15,2. Температура: 550°С. Объемная скорость подачи 338.7 ч ^-1. Давление: 12 атм.

По результатам испытаний выход углеводородов С5+ на тонну сырья: 33,9 %; ОЧИ 113,7.

Пример 3

Подача углеводородной фракции (ПНГ) и воды в пропорции соответственно 84,8/15,2 осуществлялась распределенно по 3 реакционным объемам следующим образом:

ПНГ: 67 % первый реакционный объем; 33 % второй реакционный объем.

Вода: 50 % первый реакционный объем; 50 % второй реакционный объем.

Температура: 550°С. Объемная скорость подачи по реакционным объемам R1/R2 соответственно 227,2/341,4 ч ^-1. Давление: 12 атм.

По результатам испытаний выход углеводородов С5+ на тонну сырья: 35,1 %; ОЧИ 113,9.

Пример 4

Подача углеводородной фракции (ПНГ) и воды в пропорции соответственно 84,8/15,2 осуществлялась распределенно по 2 реакционным объемам следующим образом:

ПНГ: 100 % первый реакционный объем.

Вода: 30 % первый реакционный объем; 70 % второй реакционный объем.

Температура: 550°С. Объемная скорость подачи по реакционным объемам R1/R2 соответственно 268,9/356,0 ч ^-1. Давление: 12 атм.

По результатам испытаний выход углеводородов С5+ на тонну сырья: 34,8 %; ОЧИ 112,9.

Пример 5

Подача углеводородной фракции (ПНГ) и воды в пропорции соответственно 85/15 осуществлялась распределенно по 3 реакционным объемам следующим образом:

ПНГ: 100 % первый реакционный объем.

Вода: 30 % первый реакционный объем; 30 % второй реакционный объем; 40 % третий реакционный объем.

Температура: 550°С. Объемная скорость подачи по реакционным объемам R1/R2/R3 соответственно 271,8/349,5/401,8 ч ^-1. Давление: 12 атм.

По результатам испытаний выход углеводородов С5+ на тонну сырья: 33,8 %; ОЧИ 110,9.

Пример 6

Подача углеводородной фракции (ПНГ) и воды в пропорции соответственно 84,8/15,2 осуществлялась распределенно по 3 реакционным объемам следующим образом:

ПНГ: 100 % первый реакционный объем.

Вода: 30 % первый реакционный объем; 30 % второй реакционный объем; 40 % третий реакционный объем.

Температура: 600°С. Объемная скорость подачи по реакционным объемам R1/R2/R3 соответственно 271,8/349,5/401,8 ч ^-1. Давление: 12 атм.

По результатам испытаний выход углеводородов С5+ на тонну сырья: 46,7 %; ОЧИ 111,6.

Пример 7

Подача углеводородной фракции (ПНГ) и воды в пропорции соответственно 84,8/15,2 осуществлялась распределенно по 3 реакционным объемам следующим образом:

ПНГ: 100 % первый реакционный объем.

Вода: 30 % первый реакционный объем; 30 % второй реакционный объем; 40 % третий реакционный объем.

Температура: 650°С. Объемная скорость подачи по реакционным объемам R1/R2/R3 соответственно 271,8/349,5/401,8 ч ^-1. Давление: 12 атм.

По результатам испытаний выход углеводородов С5+ на тонну сырья: 55,8 %; ОЧИ 112,9.

Пример 8

Подача углеводородной фракции (ПНГ) и воды в пропорции соответственно 84,8/15,2 осуществлялась распределенно по 3 реакционным объемам следующим образом:

ПНГ: 100 % первый реакционный объем.

Вода: 20 % первый реакционный объем; 30% второй реакционный объем; 50 % третий реакционный объем.

Температура: 550°С. Объемная скорость подачи по реакционным объемам R1/R2/R3 соответственно 248,3/278,9/354,1 ч ^-1. Давление: 12 атм.

По результатам испытаний выход углеводородов С5+ на тонну сырья: 31,2 %; ОЧИ 113,1.

Пример 9

Подача углеводородной фракции (ПНГ) и воды в пропорции соответственно 84,8/15,2 осуществлялась распределенно по 3 реакционным объемам следующим образом:

ПНГ: 70 % первый реакционный объем; 30 % второй реакционный объем.

Вода: 30 % первый реакционный объем; 30% второй реакционный объем; 40 % третий реакционный объем.

Температура: 550°С. Объемная скорость подачи по реакционным объемам R1/R2/R3 соответственно 198,5/250,4/376,3 ч ^-1. Давление: 12 атм.

По результатам испытаний выход углеводородов С5+ на тонну сырья: 44,2 %; ОЧИ 110,9.

Пример 10

Подача углеводородной фракции (ПНГ) и воды в пропорции соответственно 85/15 осуществлялась распределенно по 3 реакционным объемам следующим образом:

ПНГ: 70 % первый реакционный объем; 30 % второй реакционный объем.

Вода: 30 % первый реакционный объем; 30 % второй реакционный объем; 40 % третий реакционный объем.

Температура: 550°С. Объемная скорость подачи по реакционным объемам R1/R2/R3 соответственно 195,5/248,4/372,3 ч ^-1. Давление: 10 атм.

По результатам испытаний выход углеводородов С5+ на тонну сырья: 41,3 %; ОЧИ 108,9.

Пример 11

Подача углеводородной фракции (ПНГ) и воды в пропорции соответственно 76/24 осуществлялась распределенно по 3 реакционным объемам следующим образом:

ПНГ: 70 % первый реакционный объем; 30 % второй реакционный объем.

Вода: 30 % первый реакционный объем; 30 % второй реакционный объем; 40 % третий реакционный объем.

Температура: 550°С. Объемная скорость подачи по реакционным объемам R1/R2/R3 соответственно 224,3/305,1/423,3 ч ^-1. Давление: атм.

По результатам испытаний выход углеводородов С5+ на тонну сырья: 35,4 %; ОЧИ 107,4.

Пример 12

В данном примере намеренно был осуществлен перегрев в третьем реакционном объеме. В моменте температура была поднята до 600°С. Подача углеводородной фракции (ПНГ) и воды изначально предполагалось в пропорции соответственно 79/21.

При равномерном протекании реакции распределение по реакционным объемам составило бы:

ПНГ: 100 % первый реакционный объем.

Вода: в равных объемах везде - 33,(3)

Для ликвидации перегрева была увеличена подача воды в третий объем. Из-за дополнительно поданной воды во второй объем соотношение по воде изменилось следующим образом: 30 % первый реакционный объем; 30% второй реакционный объем; 40 % третий реакционный объем.

Соотношение всех подаваемых компонентов (УВФ - Д , ОФ - А и воды) составило соответственно: 76,3/23,7

Температура была стабилизирована на заданном значении 550°С. Давление реакции: 12 атм.

По результатам испытаний выход углеводородов С5+ на тонну сырья: 43,1 %; ОЧИ 109,3.

Пример 13

Подача углеводородной фракции (ПНГ) и воды в пропорции соответственно 76/24 осуществлялась распределенно по 3 реакционным объемам следующим образом:

ПНГ: 100 % первый реакционный объем.

Вода: 30 % первый реакционный объем; 30% второй реакционный объем; 40 % третий реакционный объем.

Температура: 600°С. Объемная скорость подачи по реакционным объемам R1/R2/R3 соответственно 301,8/367,5/432,8 ч ^-1. Давление: 12 атм.

По результатам испытаний выход углеводородов С5+ на тонну сырья: 45,2 %; ОЧИ 110,2.

Пример 14

Подача углеводородной фракции (ПНГ) и воды в пропорции соответственно 84,8/15,2 осуществлялась распределенно по 3 реакционным объемам следующим образом:

ПНГ: 60 % первый реакционный объем; 40% второй реакционный объем

Вода: 30 % первый реакционный объем; 30% второй реакционный объем; 40 % третий реакционный объем.

Температура: 550°С. Объемная скорость подачи по реакционным объемам R1/R2/R3 соответственно 212,8/278,5/384,1 ч ^-1. Давление: 12 атм.

По результатам испытаний выход углеводородов С5+ на тонну сырья: 46,7 %; ОЧИ 111,5.

Пример 15 (сравнительный)

Условия аналогичны примеру 14 с той лишь разницей, что подача воды осуществляется с иным распределением.

Вода: 50 % первый реакционный объем; 30% второй реакционный объем; 20 % третий реакционный объем.

По результатам испытаний выход углеводородов С5+ на тонну сырья: 43,9 %; ОЧИ 110,5.

Таблица 1. Примеры проведения испытаний при различных условиях.
Пример	1	2	3	4	5	6	7	8	9	10	11	12*	13	14	15
УВФ	А	А	А	А	А	А	А	А	А	А	А	А	А	А	А
Температура, °С	550	550	550	550	550	600	650	550	550	550	550	550	600	550	550
Давление, атм.	12	12	12	12	12	12	12	12	12	10	10	12	12	12	12
Углеводородная фракция
R1	100	100	67	100	100	100	100	100	70	70	70	100	100	60	60
R2	-	-	33	-	-	-	-	-	30	30	30	-	-	40	40
R3	-	-	-	-	-	-	-	-	-	-	-	-	-	-	-
Вода, %
R1	-	100	50	70	30	30	30	20	30	30	30	30	30	30	50
R2	-	-	50	30	30	30	30	30	30	30	30	30	30	30	30
R3	-	-	-	-	40	40	40	50	40	40	40	40	40	40	20
Соотношение компонентов сырья, суммарно
УВФ	100	84,8	84,8	84,8	85	84,8	84,8	84,8	84,8	85	76	76	76	84,8	84,8
Вода	-	15,2	15,2	15,2	15,0	15,2	15,2	15,2	15,2	15	24	24	24	15,2	15,2
ИТОГО:	100	100	100	100	100	100	100	100	100	100	100	100	100	100	100
Объемная скорость подачи, ч-1
R1	338.7	371.5	227,2	268,9	271,8	271,8	271,8	248,3	198,5	195,5	224,3	301,8	301,8	212,8	240,1
R2	-	-	341,4	356,0	349,5	349,5	349,5	278,9	250,4	248,4	305,1	367,5	367,5	278,5	298,7
R3	-	-	-	-	401,8	401,8	401,8	354,1	376,3	372,3	423,3	432,8	432,8	384,1	359,9
Результаты
Выход у/в С5+ на тонну сырья	40,0	33.9	35,1	34,8	33,8	46,7	55,8	31,2	44,2	41,3	35,4	43,1	45,2	46,7	43,9
ОЧИ	110,8	113.7	113,9	112,9	110,9	111,6	112,9	113,1	110,9	108,9	107,4	109,3	110,2	111,5	110,5

- * с локальным перегревом в моменте

Таблица 2. Групповой состав жидкого углеводородного продукта (мас.%)
Пример	1	2	3	4	5	6	7	8	9	10	11	12	13	14	15
Парафины	1.0	0,5	0,5	0,6	1,1	0,7	0,5	0,9	1,1	1,9	2,2	2,0	1,6	1,0	1,1
Изопарафины	0,8	0,6	0,5	0,7	0,9	0,8	0,5	0,9	1,0	1,5	2,3	1,9	1,5	1,1	1,2
Нафтены	-	-	-	-	-	-	-	-	-	-	-	-	-	-	-
Олефины	-	-	-	-	-	-	-	-	-	-	-	-	-	-	-
Ароматические углеводороды	98.2	98.9	99,0	98,7	98,0	98,5	99,0	98,2	97,9	97,5	95,5	96,1	96,9	97,9	97,7
Нафталины	1.3	0,4	0,5	0,9	1,1	1,4	2,6	2,8	2,8	2,4	1,2	1,4	1,2	2,9	2,4
Итого	100	100	100	100	100	100	100	100	100	100	100	100	100	100	100
Содержание бензола	33.3	34.9	33,9	32,8	31,8	34,5	37,9	36,1	38,1	33,1	31,3	33,8	35,2	37,5	36,9

1. Способ получения ароматических углеводородов из широкой фракции легких углеводородов в газовой фазе, при котором углеводородное сырье и вода распределенно подаются в реактор, включающий не менее двух последовательных независимых реакционных зон, или не менее чем в два последовательно соединенных реактора таким образом, что вода подается в первую и последующие реакционные зоны так, чтобы подача воды осуществлялась в каждый реакционный объем, и, в зависимости от параметров температуры в различных реакционных зонах, объемная скорость подачи воды может регулироваться, при этом подача воды и углеводородной фракции осуществляется в газовой фазе, а суммарное соотношение сырья и воды находится в диапазонах 76…85%/15…24% соответственно.

2. Способ по п.1, в котором реакция протекает в двух или трех реакционных объемах.

3. Способ по п.1, при котором углеводородная фракция подается в первый реакционный объем, вода подается в первый и второй реакционные объемы.

4. Способ по п.1, при котором углеводородная фракция и вода подаются в первый и второй реакционные объемы.

5. Способ по п.1, при котором углеводородная фракция подается в первый реакционный объем, вода подается в первый, второй и третий реакционные объемы.

6. Способ по п.1, при котором углеводородная фракция подается в первый и второй реакционные объемы, вода подается в первый, второй и третий реакционные объемы.

7. Способ по п.1, в котором вода подается распределенно таким образом, что в каждый последующий реакционный объем подают воды столько же или больше, чем в предыдущий.

8. Способ по п.1, в котором углеводородная фракция подается только в первый реакционный объем, а вода подается распределенно в первый и второй реакционные объемы в соотношении соответственно в % 30…50/70…50.

9. Способ по п.1, в котором углеводородная фракция подается только в первый реакционный объем, а вода подается расперделенно в первый, второй и третий реакционные объемы в соотношении соответственно в % 20…30/20…30/40…60.

10. Способ по п.1, в котором углеводородная фракция подается расперделенно в первый и второй реакционные объемы в соотношении соответственно в % 60…70/30…40, а вода подается расперделенно в первый второй и третий реакционные объемы в соотношении соответственно в % 20…30/20…30/40…60.

11. Способ по п.1, в котором для контроля перепадов температуры в каждом реакционном объеме располагается от трех датчиков температуры.

12. Способ по п.1, в котором поток продукта после последовательного прохождения всех реакционных объемов разделяют на углеводородную фракцию продукта и водную фракцию продукта и в котором основной компонент целевого жидкого углеводородного продукта - углеводороды С5+.

13. Способ по п.1, при котором углеводородная фракция и вода подаются в реакционные зоны смешанными в газовой фазе.

14. Способ по п.1, в котором в качестве углеводородной фракции используется попутный нефтяной газ.