RU2026852C1 - Способ получения бензола, толуола и ксилолов - Google Patents
Способ получения бензола, толуола и ксилолов Download PDFInfo
- Publication number
- RU2026852C1 RU2026852C1 SU904794638A SU4794638A RU2026852C1 RU 2026852 C1 RU2026852 C1 RU 2026852C1 SU 904794638 A SU904794638 A SU 904794638A SU 4794638 A SU4794638 A SU 4794638A RU 2026852 C1 RU2026852 C1 RU 2026852C1
- Authority
- RU
- Russia
- Prior art keywords
- reactor
- fraction
- stream
- toluene
- aromatics
- Prior art date
Links
Images
Classifications
-
- Y—GENERAL TAGGING OF NEW TECHNOLOGICAL DEVELOPMENTS; GENERAL TAGGING OF CROSS-SECTIONAL TECHNOLOGIES SPANNING OVER SEVERAL SECTIONS OF THE IPC; TECHNICAL SUBJECTS COVERED BY FORMER USPC CROSS-REFERENCE ART COLLECTIONS [XRACs] AND DIGESTS
- Y02—TECHNOLOGIES OR APPLICATIONS FOR MITIGATION OR ADAPTATION AGAINST CLIMATE CHANGE
- Y02P—CLIMATE CHANGE MITIGATION TECHNOLOGIES IN THE PRODUCTION OR PROCESSING OF GOODS
- Y02P20/00—Technologies relating to chemical industry
- Y02P20/50—Improvements relating to the production of bulk chemicals
- Y02P20/52—Improvements relating to the production of bulk chemicals using catalysts, e.g. selective catalysts
Landscapes
- Catalysts (AREA)
- Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)
Abstract
Способ получения бензола, толуола и ксилолов. Использование: нефтехимический синтез. Сущность изобретения: продукты: бензол, БФ C6H6 выход 13,64 - 14,35%; толуол, БФ C7H8 выход 22,32 - 23,43%; ксилолы, БФ C8H10 выход 14,5 - 14,8% . Реагент: пропан или бутан, или их смесь. Катализатор: цеолит типа JSM-5, содержащий 0,5 - 3,0% Ga. Условия: 400 - 500°С, реакторный блок, состоящий из трех реакторов, рецикл фракции C9+ -ароматических углеводородов в количестве 1 - 5% на исходное сырье в третий реактор блока; время контакта в этом реакторе 0,5 - 1,5 с. 1 з.п. ф-лы, 2 ил., 10 табл.
Description
Изобретение относится к области нефтехимического синтеза, а именно к производству ароматических углеводородов из низших парафинов С3-С4.
Мировое производство пропана и бутана, относящихся к группе сжиженных нефтяных газов, на нефтяных промыслах и нефтеперерабатывающих заводах составляет около 200 млн.т в год и используется в основном в качестве источников энергии. Уменьшение запасов нефти и рост потребности в ароматических углеводородах обусловили повышенный интерес к пропану и бутану в качестве нефтехимического сырья.
Известны способа получения ароматических углеводородов из пропана, бутана или их смеси при 400-650о С, давлении 0,1-0,6 МПа на высококремнистых цеолитах типа ZSM-5, модифицированных различными промоторами, в качестве которых применяли цинк, галлий, платина, хром и другие металлы [1, 2 и 3].
В настоящее время для получения ароматических углеводородов из сжиженных нефтяных газов применяется процесс "Cyclar", разработанный фирмами "UOP" и "British Petroleum" [4]. Целевыми продуктами процесса являются бензол, толуол и ксилолы. Недостатком этого способа является относительно невысокий выход целевых продуктов.
Наиболее близким по технической сущности является усовершенствованный способ получения ароматики из углеводородов С3-С4 с рециклом бензола или толуола в реакторный блок [5]. Процесс осуществляется следующим образом (см. фиг.1). Пропан (поток 1) вместе с частью выделенного бензола или толуола до 8 мол.% (поток 2), а также водородом (поток 4) поступают в реакторный блок 6 при 487-565о С и давлении 5-7 ат. Общее время пребывания сырьевой смеси в реакционной зоне 6-7 с. В качестве катализатора используется цеолит с нанесенным галлием (0,1-10%). В результате реакции дегидроциклодимеризации получается смесь продуктов и непрореагировавший пропан (поток 7), которые направляются на разделение согласно фиг.1. Часть выделившегося бензола или толуола снова идет в рецикл. Конверсия пропана в ароматику при рецикле 6 мол.% бензола составляет 66%. Без рецикла бензола конверсия пропана в ароматику составила 60%. Ввиду того, что в ЕР N 0230655 не представлен материальный баланс по продуктам, нами был воспроизведен этот патент с рециклом 6 мол.% толуола и пропана высокой чистоты на катализаторе типа ZSM-5 с модулем 60 и нанесенным Ga в количестве 3% при 560о С и общем времени пребывания в реакционной зоне 6-7 с. При этом конверсия пропана в ароматику составила 66 мас.%, содержание С9+ ароматики в продуктах 16,77%, а ксилолов - 7,85% . Недостаток этого способа - высокое содержание С9+ ароматики и низкое содержание ксилолов.
Целью предлагаемого способа является снижение образования побочных тяжелых ароматических углеводородов и повышение выхода ксилолов.
Указанная цель достигается за счет подачи в последний реактор реакторного блока выделенной в блоке разделения фракции ароматических углеводородов С9+ в количестве 1-5 об.% на свежее сырье при времени контакта газового потока в этом реакторе с катализатором 0,5-1,5 с.
Предлагаемый процесс может осуществляться как в реакторном блоке с неподвижным слоем катализатора, так и с движущимся слоем катализатора и с непрерывной регенерацией.
Процесс ароматизации углеводородов С3-С4 по предлагаемому способу проводят следующим образом (см. фиг.2). В реакторный блок, состоящий из трех последовательных реакторов, подают смесь углеводородов С3-С4 (поток 1) в первый по ходу реактор 2. Углеводороды С3-С4 с продуктами реакции последовательно подают во второй 3 и третий 4 реакторы. Процесс проводят на кремнеземном цеолите типа ZSM-5, модифицированном галлием, при 400-600о С и общем времени контактирования 5-7.
Катализатор по реакторам распределяют таким образом (при неподвижном слое катализатора), чтобы время контактирования в третьем реакторе менялось в интервале 0,5-1,5 с. В реакторном блоке с подвижным слоем катализатора требуемое время контакта в последнем реакторе с катализатором достигается за счет изменения места ввода фракции С9+. Фракцию ароматики С9+ после выделения нагревают и подают в третий реактор (поток 5). Продукты реакции из третьего реактора (поток 6) через холодильник-конденсатор 7 поступают в сепаратор 8, где происходит отделение Н2, С1 и С2. Затем продукты реакции и непрореагировавшие С3-С4 (поток 10) разделяются в колонне стабилизации 11 жидких продуктов. Фракция С3-С4 отбирается по верху колонны при 60оС и давлении 12 атм и флегмовом числе 3. Непрореагировавшие С3-С4 (поток 12) возвращаются в процесс, а жидкие продукты (поток 13) разделяются методом ректификации в системе колонн: в колонне 14 при 80-81о С и флегмовом числе 10 по верху отбирается бензол (поток 15), снизу - поток 16; в колонне 17 по верху колонны отбирается толуол при 110оС и флегмовом числе 3 (поток 18), в колонне 20 из кубового продукта колонны 17 при 138-142о С (поток 19), и флегмовом числе 5 выделяются ксилолы (поток 21), а из куба колонны 20 постоянно выводится фракция (поток 22) ароматических углеводородов С9+, часть которой возвращается в рецикл (поток 5).
Новизной изобретения является то, что при определенном времени контакта (0,5-1,5 с) газового потока, включающего фракцию С9+, с катализатором в последнем реакторе идет интенсивное деалкилирование, диспропорционирование, трансалкилирование С9+ ароматики без образования побочных продуктов - тяжелых ароматических углеводородов. В результате, в катализате совмещенного процесса уменьшается количество тяжелых ароматических углеводородов в 2 и более раз, и увеличивается содержание ксилолов с 7,0 до 14,6-14,8%. Кроме того, в катализате совмещенного процесса увеличивается содержание n-ксилола, по сравнению с исходным (без рецикла) катализатом. Все это является следствием того, что в найденных условиях переработка фракции С9+ идет с высокой селективностью.
Эффективность предлагаемого способа иллюстрируется следующими примерами. Для подтверждения цели изобретения - снижения образования тяжелых ароматических углеводородов, авторами приведен пример по прототипу с рециклом толуола в предлагаемых условиях.
Для удобства сравнение показателей процесса производится при 100%-ной конверсии пропана.
П р и м е р 1. В реакторный блок 6 (см. фиг.1) при 560о С и давлении 5 ат подают 100 кг/ч пропана высокой частоты (поток 1), сюда же поступает из колонны 21 поток 2, представляющий собой толуол в количестве 12,55 кг/ч, что соответствует 6 мол.% толуола. Общее время пребывания сырьевой смеси в реакционной зоне 6-7 с. В качестве катализатора используется цеолит типа ZSM-5 с модулем 60 и нанесенным галлием в количестве 3%. В результате реакции дегидроциклодимеризации получают смесь продуктов реакции (поток 7), которые направляются на разделение (см. фиг.1). Часть выделяемого толуола вновь поступает в рецикл. В таблице 1 представлен материальный баланс по потокам. Конверсия пропана в ароматику составляет 66%. Выход ароматики без учета рециркулирующего потока - 66 кг/ч. Содержание С9+ ароматики в продуктах составило 16,77%, а ксилолов - 7,0%.
П р и м е р 2. В реакторный блок, состоящий из трех последовательных реакторов (см. фиг.2), подают 100 кг/ч пропана. Процесс проводят на кремнеземном цеолите типа ZSM-5 с силикатным модулем 60, содержащим 3% галлия, при температуре 500о С и объемной скорости 2 ч-1, время контакта газового потока с катализатором в последнем реакторе составляет 1,5 с. В посоледний реактор через подогреватель направляется также фракции С9+ в количестве 5 кг/ч (поток 5). Выходящие из последнего реактора продукты реакции охлаждаются в холодильнике 7 и поступают в сепаратор 8, где отделяются водород и углеводороды С1-С2. Жидкие продукты направляются в колонну стабилизации 11 жидких продуктов, где по верху отбираются углеводороды С2-С4, которые возвращаются в процесс. Кубовый продукт направляется в колонну 14 выделения бензола. Кубовый продукт колонны 14 подают на разделение в колонну 17, где по верху выделяют толуол, а кубовый продукт подают в колонну 20. В колонне 20 по верху выделяют ксилолы (поток 21), а по кубу - С9+ ароматику, часть которой (поток 5) возвращают в процесс.
Материальный баланс представлен в табл.2. Содержание С9+ ароматики в продуктах реакции составило 6,02% против 16,77% в прототипе, а содержание ксилолов увеличилось до 14,6% (7,0% в прототипе).
П р и м е р 3. Процесс проводят так же, как описано в примере 2, но ароматизацию С3-С4 проводят при 600о С и цеолит типа ZSM-5 содержит 3% Ga. В последний реактор подают часть фракции С9+ (поток 5) в количестве 3 кг/ч.
Материальный баланс представлен в табл.3. Содержание С9+ ароматики в продуктах реакции составило 5,58% против 16,77% в прототипе, а содержание ксилолов увеличилось до 14,8% (7,0% в прототипе).
П р и м е р 4. Процесс проводят так же, как описано в примере 3, но цеолит типа ZSM-5 содержит 0,5% Ga. В последний реактор подают часть фракции С9+ ароматики в количестве 1,0 кг/ч и время контакта потока в последнем реакторе - 0,5 с.
Результаты представлены в табл.4. Содержание С9+ ароматики в продуктах реакции составило 5,64% против 16,77% в прототипе, а содержание ксилолов увеличилось до 14,5%.
П р и м е р 5. Процесс проводят так же, как описано в примере 2, но ароматизация фракции С3-С4 идет на цеолите типа ZSM-5, содержащем 0,5% галлия, процесс проводят при 400о С. В последний реактор реакторного блока подают часть фракции С9+ ароматики в количестве 3,2 кг/ч.
Материальный баланс представлен в табл.5. Содержание С9+ ароматики в продуктах реакции составило 5,57% , а содержание ксилолов увеличилось до 14,8%.
П р и м е р 6. Процесс проводят так же, как в примере 2, но при температуре 600о С и в последний реактор реакторного блока подают 6 кг/ч фракции С9+ ароматики.
Материальный баланс представлен в табл.6. Содержание С9+ ароматики увеличилось по сравнению с примерами 2 и 3 до 6,9% (прирост на 14-24 отн.%), а содержание ксилолов, по сравнению с прототипом, увеличилось до 13,6%. Таким образом, степень превращения рециркулируемой С9+ фракции в целевые продукты (бензол, толуол и ксилолы) уменьшилась.
П р и м е р 7. Процесс проводят так же, как в примере 2, но время контакта потока, содержащего рециркулирующую часть фракции С9+ ароматики, в последнем реакторе реакторного блока с катализатором 1,6 с.
Материальный баланс представлен в табл.7. Содержание С9+ ароматики в продуктах, по сравнению с результатами примера 2, возросло с 6,02 до 7,1% (т. е. на 18 отн.%), хотя и ниже, чем в прототипе (16,77%). Содержание ксилолов также уменьшилось: 12,6% против 14,6% в примере 2. При сравнении этих данных с данными примера 9 (без рецикла С9+ фракции) видно, что в условиях примера 7 нет преимуществ по увеличению выхода ксилолов и, наоборот, содержание С9+ ароматики увеличилось. Таким образом, при времени контакта 1,6 с возрастают, по сравнению с примером без рецикла, энергозатраты на единицу произведенной целевой продукции.
П р и м е р 8. Процесс проводится так же, как в примере 3, но время контакта потока, содержащего рециркулирующую часть фракции С9+ ароматики, с катализатором 0,4 с.
Материальный баланс представлен в табл.8. Содержание С9+ ароматики в продуктах, по сравнению с результатами примера 3, значительно больше: 7,3% против 5,58% . Кроме того, содержание ксилолов также уменьшается до 13,7% (14,8% в примере 3), что выше, чем в прототипе, но находится на уровне содержания ксилолов в примере 9. Таким образом, при уменьшении времени контакта до 0,4 с фракция С9+ не успевает полностью подвергнуться реакции деалкилирования, и положительный эффект минимален.
П р и м е р 9. Процесс проводят так же, как в примере 2, но без рецикла фракции С9+ ароматики в последний реактор реакторного блока.
Результаты представлены в табл.9. Содержание С9+ ароматики в продуктах реакции 5,59%, а ксилолов - 14,1%.
В табл.10 представлены сравнительные данные результатов, приведенных в примерах 1-9.
Claims (2)
1. СПОСОБ ПОЛУЧЕНИЯ БЕНЗОЛА, ТОЛУОЛА И КСИЛОЛОВ путем контактирования алканов C3 - C4 с галлийсодержащим высококремнеземистым цеолитным катализатором типа ZSM-5 при повышенной температуре в реакторном блоке, состоящем из трех последовательно соединенных реакторов, с последующим разделением продуктов реакции на рецикловую фракцию исходных алканов, бензольную, толуольную, ксилольную и фракцию C9 +-ароматических углеводородов и рециркуляцией фракции ароматического углеводорода на стадию контактирования, отличающийся тем, что, с целью снижения образования C9 +-ароматических углеводородов и повышения выхода ксилолов, в качестве фракции ароматического углеводорода рециркулируют фракцию C9 +-ароматических углеводородов в количестве 1-5 мас.% на исходное сырье в третий реактор реакторного блока и процесс в данном реакторе ведут при времени контакта 0,5-1,5 с.
2. Способ по п.1, отличающийся тем, что процесс контактирования ведут при температуре 400-600oС.
Priority Applications (1)
Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
---|---|---|---|
SU904794638A RU2026852C1 (ru) | 1990-02-21 | 1990-02-21 | Способ получения бензола, толуола и ксилолов |
Applications Claiming Priority (1)
Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
---|---|---|---|
SU904794638A RU2026852C1 (ru) | 1990-02-21 | 1990-02-21 | Способ получения бензола, толуола и ксилолов |
Publications (1)
Publication Number | Publication Date |
---|---|
RU2026852C1 true RU2026852C1 (ru) | 1995-01-20 |
Family
ID=21497912
Family Applications (1)
Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
---|---|---|---|
SU904794638A RU2026852C1 (ru) | 1990-02-21 | 1990-02-21 | Способ получения бензола, толуола и ксилолов |
Country Status (1)
Country | Link |
---|---|
RU (1) | RU2026852C1 (ru) |
-
1990
- 1990-02-21 RU SU904794638A patent/RU2026852C1/ru active
Non-Patent Citations (5)
Title |
---|
1. Патент США N 4392989, кл. B 01J 29/30, 1983. * |
2. Патент ГДР N 251710, кл. B 01J 29/28, 1987. * |
3. Jndustrial and Engineering Research 1987, 26, N 4, р.647-652. * |
4. Дорогочинский А.В. и др. Материалы II нефтехимического симпозиума соц. стран, Козубник, 1988, т.2, с.537. * |
5. Заявка на Европейский патент N 0230655, кл. C 07C 2/76, 1987. * |
Similar Documents
Publication | Publication Date | Title |
---|---|---|
US4587370A (en) | Aromatic hydrocarbon alkylation process product recovery method | |
US7002052B2 (en) | Integrated process for producing an alkenyl-substituted aromatic compound | |
US5523502A (en) | Flexible light olefins production | |
US3969426A (en) | Conversion of methanol to products comprising gasoline boiling components | |
US4788364A (en) | Conversion of paraffins to gasoline | |
AU689687B2 (en) | Continuous process for preparing ethylbenzene using liquid phase alkylation and vapor phase transalkylation | |
US4642402A (en) | Process for conversion of light aliphatic hydrocarbons to aromatics | |
US4806700A (en) | Production of benzene from light hydrocarbons | |
US5258563A (en) | Process for the production of benzene from light hydrocarbons | |
GB2171718A (en) | Olefin preparation | |
RU2266886C2 (ru) | Интегрированный способ получения алкил- и алкенилзамещенных ароматических соединений (варианты) | |
US4605807A (en) | Process for catalytic conversion of ethylene to higher hydrocarbons | |
US2795629A (en) | Disproportionation of alkylaromatic hydrocarbons | |
US2395198A (en) | Alkylation and olefin recovery process | |
TWI586635B (zh) | 製造二甲苯類的方法 | |
US4144280A (en) | Vapor circulation in hydrocarbon conversion processes | |
US5300722A (en) | Oxygen-free aromatic alkylation process | |
RU2026852C1 (ru) | Способ получения бензола, толуола и ксилолов | |
EP0873291B1 (en) | Process for manufacturing ethylbenzene or cumene | |
RU2056399C1 (ru) | Способ получения бензола и ксилолов | |
CN110678436B (zh) | 集成的芳族烃形成和甲基化 | |
US2395199A (en) | Alkylation process | |
RU2026851C1 (ru) | Способ получения бензола, толуола, орто- и параксилолов | |
US3126421A (en) | Ttorneys | |
USRE34189E (en) | Conversion of paraffins to gasoline |