RU2078791C1 - Method of producing high-antiknock gasoline and aromatic hydrocarbons - Google Patents
Method of producing high-antiknock gasoline and aromatic hydrocarbons Download PDFInfo
- Publication number
- RU2078791C1 RU2078791C1 RU94000991A RU94000991A RU2078791C1 RU 2078791 C1 RU2078791 C1 RU 2078791C1 RU 94000991 A RU94000991 A RU 94000991A RU 94000991 A RU94000991 A RU 94000991A RU 2078791 C1 RU2078791 C1 RU 2078791C1
- Authority
- RU
- Russia
- Prior art keywords
- temperature
- stream
- reactor
- heating
- catalyst
- Prior art date
Links
Images
Landscapes
- Production Of Liquid Hydrocarbon Mixture For Refining Petroleum (AREA)
Abstract
Description
Изобретение относится к газоперерабатывающей и нефтехимической промышленности, в частности, в получению высокооктанового неэтилированного бензина и ароматических углеводородов C7-C9 и выше из газового конденсата путем его каталитической переработки в присутствии высококремнеземного цеолитсодержащего катализатора.The invention relates to the gas processing and petrochemical industries, in particular, to the production of high-octane unleaded gasoline and aromatic hydrocarbons C 7 -C 9 and higher from gas condensate by catalytic processing in the presence of a high-silica zeolite-containing catalyst.
Известен способ получения моторных топлив и ароматических углеводородов путем каталитического риформинга в присутствии алюмоплатиновых (рениевых) катализаторов алканов и цикланов C6-C9 в адиабатических реакторах с предварительным испарением и подогревом сырьевого потока и дополнительным подогревом реакционного потока /1/. В известных процессах риформинга подогрев реакционного потока производят тогда, когда его температура снижается не менее, чем на 20 50o, по сравнению с температурой сырьевого потока.A known method of producing motor fuels and aromatic hydrocarbons by catalytic reforming in the presence of alumina-platinum (rhenium) catalysts of alkanes and C 6 -C 9 cyclanes in adiabatic reactors with preliminary evaporation and heating of the feed stream and additional heating of the reaction stream / 1 /. In known reforming processes, the reaction stream is heated when its temperature decreases by no less than 20 50 o , compared with the temperature of the feed stream.
Наиболее близким к изобретению по технической сущности и достигаемому результату является способ переработки прямогонных фракций газового конденсата в высокооктановые топлива /2/. Согласно этому способу сырьевой поток фракцию 58 140oC или 62 170oC, выделенную из стабильного газового конденсата, испаряют, подогревают в печи и подвергают каталитической переработке в адиабатическом реакторе в присутствии высококремнеземного цеолитсодержащего (типа пентасил) катализатора при температуре 300 450oC (380 450oC) и давлении 1 5 МПа (1 2 МПа) с целью ароматизации содержащихся в сырье алканов и цикланов. Продукты реакции сепарируют, стабилизируют и ректификацией выделяют целевую высокооктановую бензиновую фракцию, которую компаундируют с легкой прямогонной фракцией начало кипения - 58oC.Closest to the invention in technical essence and the achieved result is a method of processing straight-run fractions of gas condensate into high-octane fuels / 2 /. According to this method, the feed stream fraction 58 140 o C or 62 170 o C isolated from stable gas condensate is evaporated, heated in a furnace and subjected to catalytic processing in an adiabatic reactor in the presence of a high silica zeolite-containing (pentasil type) catalyst at a temperature of 300 450 o C ( 380 450 o C) and a pressure of 1 5 MPa (1 2 MPa) in order to aromatize the alkanes and cyclanes contained in the feed. The reaction products are separated, stabilized and by distillation, the target high-octane gasoline fraction is isolated, which is combined with a light straight-run fraction, the beginning of boiling is 58 o C.
В данном способе, как указывают сами авторы, для получения высокооктанового бензина, т.е. достижения необходимой степени ароматизации сырья, применяют высокие температуры подогрева сырьевого потока, что уменьшает выход целевой бензиновой фракции. Применение высоких температур на стадии каталитической переработки также снижает срок службы катализатора из-за его повышенного закоксовывания. In this method, as the authors themselves indicate, to obtain high-octane gasoline, i.e. achieve the necessary degree of aromatization of raw materials, apply high temperature heating of the feed stream, which reduces the yield of the target gasoline fraction. The use of high temperatures at the stage of catalytic processing also reduces the service life of the catalyst due to its increased coking.
Задачей изобретения является снижение температуры подогрева сырьевого потока, что позволяет в адиабатическом реакторе снизить скорость процессов крекинга и коксообразования в начале слоя катализатора и соответственно увеличить выход целевой высокооктановой бензиновой фракции при заданной степени ароматизации и повысить срок службы катализатора. The objective of the invention is to reduce the heating temperature of the feed stream, which allows in an adiabatic reactor to reduce the rate of cracking and coke formation at the beginning of the catalyst layer and, accordingly, increase the yield of the target high-octane gasoline fraction at a given degree of aromatization and increase the life of the catalyst.
Требуемый результат достигается способом получения высокооктанового бензина и ароматических углеводородов из стабильного газового конденсата путем его фракционирования с выделением прямогонных фракций, использованием одной из фракций после предварительного ее испарения и нагрева в качестве сырьевого потока для переработки на цеолитсодержащем катализаторе типа пентасил в двух или нескольких адиабатических реакторах при повышенных температурах и давлении с получением между реакторами промежуточного реакционного потока, с последующим охлаждением, сепарацией, стабилизацией, ректификацией продуктов реакции и компаундированием полученной бензиновой фракции с одной или несколькими прямогонными фракциями стабильного газового конденсата, согласно которому получают промежуточный реакционный поток с температурой, равной температуре сырьевого потока или превышающей ее на величину температуры разогрева потока в адиабатическом реакторе, и дополнительно нагревают до температуры переработки в следующем реакторе. The desired result is achieved by the method of producing high-octane gasoline and aromatic hydrocarbons from stable gas condensate by fractionating it with straight-run fractions, using one of the fractions after its preliminary evaporation and heating as a feed stream for processing on a zeolite-containing pentasil catalyst in two or more adiabatic reactors at elevated temperatures and pressure to obtain between the reactors an intermediate reaction stream, followed by by cooling, separating, stabilizing, rectifying the reaction products and compounding the obtained gasoline fraction with one or more straight-run stable gas condensate fractions, according to which an intermediate reaction stream is obtained with a temperature equal to or higher than the temperature of the feed stream in the adiabatic reactor, and additionally heated to the processing temperature in the next reactor.
Из стабильного газового конденсата ректификацией выделяют фракции 58 - 140oC или 58 170oC 58 195oC.From a stable gas condensate by distillation, fractions 58-140 ° C or 58 170 ° C 58 195 ° C are isolated.
Полученную фракцию (сырьевой поток) испаряют в теплообменнике, подогревают в печи и подают в многоступенчатые или последовательные адиабатические реакторы на каталитическую переработку в присутствии цеолитсодержащего катализатора типа пентасил с соотношением SiO2/Al2O3 не менее 12 при температуре 300 500oC и давлении 1 5 МПа.The obtained fraction (feed stream) is evaporated in a heat exchanger, heated in an oven and fed to multistage or sequential adiabatic reactors for catalytic processing in the presence of a pentasil type zeolite-containing catalyst with a ratio of SiO 2 / Al 2 O 3 of at least 12 at a temperature of 300 500 o C and
Катализатор получают известным методом (см. например, Баррер О. Гидротермальная химия цеолитов. М. Мир, 1985 г. с.243). The catalyst is obtained by a known method (see, for example, Barrer O. Hydrothermal chemistry of zeolites. M. Mir, 1985, p. 243).
Получают промежуточный реакционный поток с температурой равной температуре сырьевого потока или превышающей ее на величину разогрева потока в адиабатическом реакторе. An intermediate reaction stream is obtained with a temperature equal to or greater than the temperature of the feed stream by the amount of heating of the stream in the adiabatic reactor.
Промежуточный реакционный поток дополнительно нагревают до температуры переработки в следующем реакторе в печи. The intermediate reaction stream is further heated to the processing temperature in the next reactor in a furnace.
Полученные продукты реакции охлаждают, сепарируют, стабилизируют и подвергают простой ректификации с выделением целевой бензиновой фракции, например, фракции начало кипения 185oC, или экстрактивной ректификации, например, с диэтиленгликолем или N-метилпирролидоном, с выделением ароматического концентрата, содержащего арены C7-C9. Остаток после ректификации продуктов реакции направляют на выделение ценных ароматических углеводородов C10+, например, дурола, нафталина и др. Легкие углеводороды C1-C4, полученные при стабилизации, используют как топливо. Алкановые и циклановые углеводороды, оставшиеся после выделения ароматического концентрата, возвращают на каталитическую переработку.The resulting reaction products are cooled, separated, stabilized and subjected to simple distillation with the selection of the target gasoline fraction, for example, the fraction beginning boiling 185 o C, or extractive distillation, for example, with diethylene glycol or N-methylpyrrolidone, with the release of aromatic concentrate containing C 7 - arenes C 9 The residue after rectification of the reaction products is directed to the release of valuable aromatic hydrocarbons C 10+ , for example, durene, naphthalene, etc. Light hydrocarbons C 1 -C 4 obtained during stabilization are used as fuel. The alkane and cyclane hydrocarbons remaining after separation of the aromatic concentrate are returned to the catalytic processing.
Величину разогрева потока в адиабатическом реакторе и длину (объем) слоя катализатора, где происходит разогрев и затем снижение температуры потока до температуры сырьевого потока, определяют опытным путем или с помощью математического моделирования процесса каталитической переработки. The value of the flow heating in the adiabatic reactor and the length (volume) of the catalyst layer, where heating and then the flow temperature decreases to the temperature of the feed stream, is determined empirically or using mathematical modeling of the catalytic processing process.
Нами установлено, что в начале слоя катализатора процесс каталитической переработки протекает с выделением теплоты, что приводит к разогреву потока в адиабатическом реакторе. Затем происходит инверсия теплового эффекта процесса и температура потока снижается. Величина разогрева и охлаждения в адиабатическом реакторе зависят от объемной скорости подачи сырья, что показано на фиг.1. We found that at the beginning of the catalyst layer, the catalytic processing process proceeds with the release of heat, which leads to the heating of the stream in the adiabatic reactor. Then, the thermal effect of the process is inverted and the flow temperature decreases. The amount of heating and cooling in an adiabatic reactor depends on the volumetric feed rate of the raw material, as shown in figure 1.
На фиг. 1 в координатах "относительная длина слоя катализатора разогрев (охлаждение)" изображен температурный профиль по длине слоя катализатора при объемной скорости подачи сырья 0,5; 2 и 8 ч-1, соответственно линиями 1, 2 и 3. Линия 4 показывает подогрев промежуточного реакционного потока в печи, а линия 5 охлаждение в адиабатическом реакторе предварительно подогретого промежуточного реакционного потока. Пересечение линий 1, 2 и 3 с осью абсцисс показывает при какой относительной длине слоя катализатора температура промежуточного реакционного потока равна температуре сырьевого потока.In FIG. 1 in coordinates "relative length of the catalyst layer heating (cooling)" shows the temperature profile along the length of the catalyst layer at a volumetric feed rate of 0.5; 2 and 8 h -1 , respectively,
Инверсию теплового эффекта процесса авторы объясняют следующим образом. The authors explain the inversion of the thermal effect of the process as follows.
Процесс каталитической переработки алканов и цикланов на высококремнеземном цеолите при повышенном давлении включает три основные реакции:
крекинг, протекающий с образованием легких алканов C1-C4 и без образования непредельных углеводородов и водорода;
ароматизация алканов и цикланов, содержащихся в сырье, с образованием аренов C7-C9+;
коксообразование, определяющие продолжительность и количество циклов ароматизации и регенерации и в конечном счете, продолжительность срока службы катализатора.The process of catalytic processing of alkanes and cyclanes on high-silica zeolite at elevated pressure includes three main reactions:
cracking proceeding with the formation of light alkanes C 1 -C 4 and without the formation of unsaturated hydrocarbons and hydrogen;
aromatization of alkanes and cyclanes contained in raw materials with the formation of C 7 -C 9+ arenes;
coke formation, which determines the duration and number of aromatization and regeneration cycles and, ultimately, the catalyst service life.
При высоких концентрациях исходных углеводородов в начале слоя катализатора преобладает экзотермическая реакция крекинга, поэтому процесс протекает с выделением теплоты. Затем по мере расходования реагентов скорость крекинга снижается и тепловой баланс процесса определяется эндотермической реакцией образования аренов. В результате снижаются температура потока в адиабатическом реакторе и, соответственно, скорость реакций ароматизации. At high concentrations of the starting hydrocarbons, an exothermic cracking reaction predominates at the beginning of the catalyst layer; therefore, the process proceeds with the release of heat. Then, as the reagents are consumed, the cracking rate decreases and the heat balance of the process is determined by the endothermic arene formation reaction. As a result, the temperature of the stream in the adiabatic reactor and, accordingly, the rate of aromatization reactions are reduced.
Поэтому для достижения требуемой степени ароматизации и соответствующего октанового числа бензиновой фракции при заданной объемной скорости в известном способе применяют высокие температуру подогрева сырьевого потока и температурной перепад по длине слоя катализатора. То и другое приводит к снижению выхода целевой бензиновой фракции и/или повышенному коксообразованию. Therefore, to achieve the desired degree of aromatization and the corresponding octane number of the gasoline fraction at a given volumetric speed, the known method uses high temperature heating of the feed stream and a temperature difference along the length of the catalyst layer. Both lead to a decrease in the yield of the target gasoline fraction and / or increased coke formation.
Подогрев промежуточного реакционного потока, осуществляемый согласно изобретению, позволяет уменьшить температуру сырьевого потока и создавать необходимый температурный перепад по всей длине слоя катализатора. В результате оптимизации профиля температур уменьшают скорости реакций крекинга и коксообразования, особенно в начальных слоях катализатора, и увеличивают скорость реакции ароматизации. The heating of the intermediate reaction stream, carried out according to the invention, can reduce the temperature of the feed stream and create the necessary temperature difference along the entire length of the catalyst layer. As a result of optimization of the temperature profile, the cracking and coke formation reaction rates are reduced, especially in the initial catalyst layers, and the aromatization reaction rate is increased.
Способ осуществляют по следующей принципиальной технологической схеме (фиг. 2). The method is carried out according to the following flow chart (Fig. 2).
Стабильный газовый конденсат подают на ректификационную колонну 1, где верхом отделяют прямоугольную бензиновую фракцию начало кипения 58oC, а кубом фракцию 58oC конец кипения. Кубовый продукт колонны 1 сырьевой поток испаряют в теплообменнике 2, подогревают в первой секции двухсекционной печи 3 и подвергают каталитической переработке в адиабатических реакторах 4 и 5, заполненных высококремнеземны цеолитом катализатором типа пентасил с соотношением SiO2/Al2O3 не менее 12.Stable gas condensate is fed to the
Промежуточный реакционный поток, выходящий из реактора 4, подвергают подогреву во второй секции печи 3. The intermediate reaction stream exiting the
Продукты реакции охлаждают в теплообменниках 2 и 6 и разделяют в сепараторе 7. Паровую фазу из сепаратора 7, содержащую углеводороды C1-C4, используют как топливо, а жидкую фазу направляют на стабилизацию в колонну 8. Дистиллат колонны 8 используют для получения пропан-бутановой фракции, а кубовой продукт направляют на разделение в ректификационную колонну 9. С верха колонны 9 отбирают целевую бензиновую фракцию, а кубовый продукт направляют для извлечения ароматических углеводородов C10. Полученную бензиновую фракцию компаундируют с легкой прямогонной фракцией, начало кипения 58oC для получения товарного автобензина или направляют в колонну экстрактивной ректификации 10 для выделения ароматического концентрата C7-C9, оставшиеся алканоциклановые углеводороды возвращают на каталитическую переработку.The reaction products are cooled in
Пример 1. Для получения бензина марки А-76 стабильный газовый конденсат Уренгойского месторождения фракционируют с выделением легкой бензиновой фракции начало кипения 58oC, имеющей октановое число по моторному методу 76, фракция 58 -140o и 140oC конец кипения.Example 1. To obtain gasoline of grade A-76, the stable gas condensate of the Urengoy field is fractionated with a light gasoline fraction beginning to boil at 58 ° C, having an octane number according to the
Фракцию 58 140oC, имеющую октановое число по моторному методу 64 и содержащую, (% мас. ): н-алканов 26, изоалканов 18, цикланов 50, ароматических углеводородов 6, используют в качестве сырьевого потока.Fraction 58 140 o C, having an octane number according to the motor method 64 and containing (% wt.): N-alkanes 26, isoalkanes 18,
Сырьевой поток испаряют в теплообменнике, подогревают в печи до 360oC и подают при давлении ГМПА с объемной скоростью по жидкости 2 ч-1 в первый адиабатический реактор, содержащего 32% от общего объема катализатора. Катализатор состоит из 70% цеолита типа пентасил с соотношением SiO2/Al2O3 80, сформованного с 30% Al2O3. Получают промежуточный реакционный поток с температурой в начале слоя катализатора до 370oC, а на выходе 360oC. Промежуточный реакционный поток, покидающий первый реактор, подогревают в печи до 385oC (см. фиг. 1, линия 4) и подают во второй адиабатический реактор, содержащий остальное (68% ) количество катализатора. Температура потока на выходе из второго реактора составляет 374oC (см. фиг. 1, линия 5). Во втором реакторе адиабатического разогрева нет. Получают в расчете на фракцию 58 140oC 89% целевой бензиновой фракции 35 185oC с октановым числом (моторный метод) 76,4 и содержащей (% ): н-алканов 9, изоалканов 33, цикланов 22, ароматических углеводородов 36. Ароматические углеводороды имеют следующий состав: (мас.) бензол 6, толуол 32, этилбензол 8, ксилолы 28, метилэтилбензол 18, арены C9+ 8.The feed stream is evaporated in a heat exchanger, heated in an oven to 360 o C and fed at a pressure of GMPA with a space velocity of liquid 2 h -1 in the first adiabatic reactor containing 32% of the total catalyst volume. The catalyst consists of 70% pentasil type zeolite with a ratio of SiO 2 / Al 2 O 3 80 formed with 30% Al 2 O 3 . An intermediate reaction stream is obtained with a temperature at the beginning of the catalyst bed of up to 370 ° C. and an output of 360 ° C. The intermediate reaction stream leaving the first reactor is heated in the furnace to 385 ° C. (see FIG. 1, line 4) and fed to a second adiabatic reactor containing the rest (68%) of the amount of catalyst. The temperature of the stream at the outlet of the second reactor is 374 o C (see Fig. 1, line 5). In the second reactor, there is no adiabatic heating. Receive calculated on the fraction of 58 140 o
Полученную бензиновую фракцию компаундируют с легкой прямогонной фракцией начало кипения 58oC для получения автобензина марки А-76 или используют для выделения ароматических углеводородов.The resulting gasoline fraction is compounded with a light, straight-run fraction, the start of boiling at 58 ° C. to produce A-76 brand gasoline, or used to separate aromatic hydrocarbons.
Пример 2 (по прототипу, для сравнения).Используют сырье и катализатор по примеру 1. Example 2 (prototype, for comparison). Use the raw materials and catalyst of example 1.
Сырьевой поток после испарения перегревают в печи до температуры 380oC и подают в адиабатический реактор при давлении 1 МПа и объемной скорости по жидкости 2 ч-1.After evaporation, the feed stream is overheated in a furnace to a temperature of 380 o C and fed to an adiabatic reactor at a pressure of 1 MPa and a space velocity in liquid of 2 h -1 .
Температура реакционного потока в начале слоя катализатора в результате разогрева повышается до 391oC, а на выходе из слоя понижается до 368oC (см. фиг. 1, линия 2).The temperature of the reaction stream at the beginning of the catalyst layer as a result of heating rises to 391 o C, and at the outlet of the layer decreases to 368 o C (see Fig. 1, line 2).
Продукты реакции направляют на блок сепарации, стабилизации и ректификации. Получают в расчете на исходную фракцию 58 140oC 86% целевой бензиновой фракции 35 185oC с октановым числом по моторному методу 76 и содержащей (мас. ): н-алканов 10, изоалканов 32, цикланов - 22, ароматических углеводородов 36.The reaction products are sent to the separation, stabilization and rectification unit. Receive calculated on the initial fraction 58 140 o
Полученную бензиновую фракцию компаундируют с легкой прямогонной фракцией начало кипения 58oC для получения автобензина марки А-76.The resulting gasoline fraction is compounded with a light straight-run fraction, the boiling point is 58 o C to obtain A-76 brand gasoline.
Пример 3 (по прототипу, для сравнения). Используют сырье и катализатор по примеру 1 для получения автобензина марки АИ-93. Испаренный и перегретый в печи до температуры 425oC сырьевой поток контактирует с катализатором в адиабатическом реакторе при давлении 1 МПа и объемной скорости по жидкости 2 ч-1. Температура реакционного потока в начале слоя катализатора повышается до 432oC, а на выходе из реактора составляет 413oC.Example 3 (prototype, for comparison). Use the raw materials and the catalyst of example 1 to obtain gasoline brand AI-93. Evaporated and superheated in a furnace to a temperature of 425 o C, the feed stream is contacted with a catalyst in an adiabatic reactor at a pressure of 1 MPa and a space velocity in liquid of 2 h -1 . The temperature of the reaction stream at the beginning of the catalyst layer rises to 432 o C, and at the outlet of the reactor is 413 o C.
Получают в растворе на фракцию 58 140oC 68% целевой бензиновой фракции с октановым числом (Моторный метод) 87 и содержащий (%): н-алканов - 6, изоалканов 39, цикланов 9, ароматических углеводородов 46.Get in solution to a fraction of 58 140 o C 68% of the target gasoline fraction with an octane number (Motor method) 87 and containing (%): n-alkanes - 6, isoalkanes 39,
Пример 4.Используют сырье и катализатор по примеру 1 для получения автобензина марки АИ-93. Example 4. Use the raw materials and the catalyst of example 1 to obtain gasoline brand AI-93.
Испаренный и перегретый в печи до температуры 415oC сырьевой поток контактирует с катализатором в первом адиабатическом реакторе, содержащем 20% общего объема катализатора, при давлении 1 МПа и объемной скорости по жидкости 2 ч-1. Температура потока в начале слоя катализатора в первом реакторе повышается до 423oC, а на выходе из него составляет 415oC.Evaporated and superheated in a furnace to a temperature of 415 o C, the feed stream is contacted with a catalyst in a first adiabatic reactor containing 20% of the total catalyst volume at a pressure of 1 MPa and a space velocity of 2 h -1 in liquid. The temperature of the stream at the beginning of the catalyst layer in the first reactor rises to 423 o C, and at the exit from it is 415 o C.
Промежуточный реакционный поток, покидающий первый реактор, подогревают в печи до 428oC и подают во второй адибатический реактор, содержащий остальное (80%) количество катализатора. Разогрева во втором реакторе нет. Температура потока на выходе из второго реактора составляет 414oC.The intermediate reaction stream leaving the first reactor is heated in an oven to 428 ° C. and fed to a second adibatic reactor containing the rest (80%) of the amount of catalyst. There is no heating in the second reactor. The temperature of the stream at the outlet of the second reactor is 414 o C.
Получают в расчете на фракцию 58 140oC 70% целевой бензиновой фракции с октановым числом (Моторный метод) 87,8 и содержащей (мас.): н-алканов 4, изоалканов 39, циклоалканов 9, ароматических углеводородов 48. Продукт используют в качестве высокооктанового компонента для получения бензина марки АИ-93 или из него выделяют ароматические углеводороды состава ( мас.): бензол 5, толуол 28, этилбензол 8, ксилолы 28, метилэтилбензолы 22, арены C9+ 9.Get calculated on the fraction of 58 140 o C 70% of the target gasoline fraction with an octane number (Motor method) of 87.8 and containing (wt.): N-
Пример 5. Получают автобензин марки А-76, используя катализатор по примеру 1, а в качестве сырья стабильный газовый конденсат Вуктыльского месторождения. Example 5. Get gasoline brand A-76, using the catalyst according to example 1, and as a raw material stable gas condensate Vuktylsky field.
Сырье фракционируют с выделением легкой бензиновой фракции начало кипения 58oC, имеющей октановое число 75,5 по моторному методу, фракций 58-195oC и жидкого остатка.The feedstock is fractionated with a light gasoline fraction starting to boil at 58 ° C, having an octane number of 75.5 by the motor method, fractions of 58-195 ° C and a liquid residue.
Фракцию 58-195oC содержащую (мас.): алканов 36, изоалканов 46, цикланов 7, ароматических углеводородов 11 и имеющую октановое число 48 (моторный метод) после испарения и подогрева в печи до температуры 365oC подают при давлении 1 МПа и объемной скорости по жидкости 2 ч-1 в первый адиабатический реактор, содержащий 32% от общего объема катализатора. Температура потока в начале слоя катализатора в первом реакторе повышается до 371oC, а на выходе из него составляет 365oC.Fraction 58-195 o C containing (wt.): Alkanes 36, isoalkanes 46,
Промежуточный поток, покидающий первый реактор, подогревают в печи до температуры 383oC и подают во второй адиабатический реактор, содержащий остальное (68% ) количество катализатора. Температура потока на выходе из второго реактора составляет 374oC. Во втором реакторе разогрев отсутствует.The intermediate stream leaving the first reactor is heated in an oven to a temperature of 383 ° C. and fed to a second adiabatic reactor containing the rest (68%) of the amount of catalyst. The temperature of the stream at the outlet of the second reactor is 374 ° C. There is no heating in the second reactor.
Получают в расчете на фракцию 58-195oC 63,5% целевой бензиновой фракции 35-185oC с октановым числом 78,4 (моторный метод) и содержащей (% мас.): н-алканов 7, изоалканов 40, цикланов 6, ароматических углеводородов 47.Receive in the calculation of the fraction 58-195 o C 63.5% of the target gasoline fraction 35-185 o C with an octane of 78.4 (motor method) and containing (% wt.): N-
Полученную бензиновую фракцию компаундируют с легкой прямогонной фракцией начало кипения 58oC для получения автобензина марки А 76 или выделяют из нее ароматические углеводороды.The resulting gasoline fraction is combined with a light, straight-run fraction, the boiling point is 58 ° C. to produce A 76 gasoline or aromatic hydrocarbons are isolated from it.
Пример 6. Используют сырье по примеру 5 и катализатор по примеру 1 для получения автобензина марки А-76. Example 6. Use the raw materials of example 5 and the catalyst of example 1 to obtain gasoline brand A-76.
Сырьевой поток после испарения в теплообменнике и подогрева в печи до температуры 365oC подают при давлении 1 МПа и объемной скорости до жидкости 2 ч-1 в первый адиабатический реактор, содержащий 20% от общего объема катализатора. Температура реакционного потока в начале слоя катализатора в первом реакторе повышается до 371oC, а на выходе из него составляет 369oC.After evaporation in a heat exchanger and heating in an oven to a temperature of 365 ° C, the feed stream is supplied at a pressure of 1 MPa and a space velocity of up to a liquid of 2 h −1 to the first adiabatic reactor containing 20% of the total catalyst volume. The temperature of the reaction stream at the beginning of the catalyst layer in the first reactor rises to 371 o C, and at the exit from it is 369 o C.
Промежуточный реакционный поток, покидающий первый реактор, подогревают в печи до температуры 380oC и подают во второй адиабатический реактор, содержащий остальное (80%) количество катализатора. Температура потока на выходе из второго реактора составляет 372oC. Во втором реакторе разогрев отсутствует.The intermediate reaction stream leaving the first reactor is heated in an oven to a temperature of 380 ° C. and fed to a second adiabatic reactor containing the remainder (80%) of the amount of catalyst. The temperature of the stream at the outlet of the second reactor is 372 ° C. There is no heating in the second reactor.
Получают в расчете на фракцию 58-195oC 63,5% целевой бензиновой фракции 35-185oC с октановым числом 78 (моторный метод) и содержащей (мас.): н-алканов 7, изоалканов 41, цикланов 6, ароматических углеводородов 46.Receive in the calculation of the fraction 58-195 o C 63.5% of the target gasoline fraction 35-185 o C with an octane of 78 (motor method) and containing (wt.): N-
Полученную бензиновую фракцию компаундируют с легкой прямогонной фракцией начало кипения 58oC для получения автобензина марки А-73 или выделяют из нее ароматические углеводороды.The resulting gasoline fraction is compounded with a light, straight-run fraction, the start of boiling at 58 ° C. to produce A-73 brand gasoline or aromatic hydrocarbons are isolated from it.
Примеры 7 (для сравнения). Используют сырье по примеру 5 и катализатор по примеру 1 для получения автобензина марки А-76. Examples 7 (for comparison). The raw materials of Example 5 and the catalyst of Example 1 are used to produce A-76 brand gasoline.
Сырьевой поток после испарения в теплообменнике и подогрева в печи до температуры 370oC подают при давлении 1 МПа и с объемной скоростью по жидкости 2 ч-1 в первый адиабатический реактор, содержащий 50% от общего объема катализатора. Температура потока в начале слоя катализатора в первом реакторе повышается до 380oC, а на выходе из него составляет 358oC.The feed stream after evaporation in a heat exchanger and heating in an oven to a temperature of 370 o C is fed at a pressure of 1 MPa and with a volumetric flow rate of 2 h -1 to the first adiabatic reactor containing 50% of the total catalyst volume. The temperature of the stream at the beginning of the catalyst layer in the first reactor rises to 380 o C, and at the exit of it is 358 o C.
Промежуточный реакционный поток, покидающий первый реактор, подогревают в печи до 390oC и подают во второй адиабатический реактор, содержащий остальное (50%) количество катализатора. Температура потока на выходе из второго реактора составляет 386oC. Во втором реакторе разогрев отсутствует.The intermediate reaction stream leaving the first reactor is heated in an oven to 390 ° C. and fed to a second adiabatic reactor containing the remainder (50%) of the amount of catalyst. The temperature of the stream at the outlet of the second reactor is 386 o C. In the second reactor there is no heating.
Получают в расчете на фракцию 58-195oC 61% целевой бензиновой фракции 35-185oC октановым числом 78 (моторный метод) и содержащий (%): н-алканов 8, изоалканов 39, циклонов 6, ароматических углеводородов 47.Get calculated on the fraction of 58-195 o
Полученную бензиновую фракцию компаундируют с легкой прямогонной фракцией начало кипения 58oC для получения автобензина марки А-76.The resulting gasoline fraction is compounded with a light straight-run fraction, the boiling point is 58 o C to obtain A-76 brand gasoline.
Пример 8 (для сравнения). Используют сырье, по примеру 5, катализатор по примеру 1 для получения ароматических углеводородов C7/C9. Процесс осуществляют циклически "ароматизация-регенерация".Example 8 (for comparison). The raw materials used in Example 5 and the catalyst in Example 1 were used to produce C 7 / C 9 aromatic hydrocarbons. The process is carried out cyclically "aromatization-regeneration".
Сырьевой поток после испарения в теплообменнике и подогрева в печи до температуры 372oC подают при давлении 1 МПа и с объемной скоростью по жидкости 8 ч-1 в первый адиабатический реактор, содержащий 70% от общего объема катализатора. Температура потока в начале слоя катализатора в первом реакторе повышается до 385oC, а на выходе из него составляет 365oC.After evaporation in a heat exchanger and heating in an oven to a temperature of 372 ° C, the feed stream is supplied at a pressure of 1 MPa and with a space velocity of 8 h −1 in liquid to the first adiabatic reactor containing 70% of the total catalyst volume. The temperature of the stream at the beginning of the catalyst layer in the first reactor rises to 385 o C, and at the exit from it is 365 o C.
Промежуточный реакционный поток, покидающий первый реактор, подогревают в печи до температуры 400oC и подают во второй адиабатический реактор, содержащий остальное (30%) количество катализатора. Температура потока на выходе из второго реактора составляет 394oC. Во втором реакторе разогрев отсутствует. Средняя продолжительность цикла ароматизации до регенерации 220 часов. Продукты реакции направляют на блок сепарации, стабилизации и экстрактивной ректификации, например, с диэтиленгликолем или N-метилпирролидоном.The intermediate reaction stream leaving the first reactor is heated in an oven to a temperature of 400 ° C. and fed to a second adiabatic reactor containing the rest (30%) of the amount of catalyst. The temperature of the stream at the outlet of the second reactor is 394 ° C. There is no heating in the second reactor. The average duration of the aromatization cycle before regeneration is 220 hours. The reaction products are sent to a separation, stabilization and extractive rectification unit, for example, with diethylene glycol or N-methylpyrrolidone.
Получают в расчете на фракцию 58-195o 31% Ароматического концентрата, содержащего (мас. ): бензола 9, толуола 31, этилбензол 8, ксилолов 26, метилэтилбензола 17, аренов C9+-9.Receive calculated on the fraction 58-195 o 31% Aromatic concentrate containing (wt.):
Срок службы катализатора составляет 4000 часов. Количество кокса на катализаторе к концу цикла 0,08 кгг/кг. The service life of the catalyst is 4000 hours. The amount of coke on the catalyst at the end of the cycle is 0.08 kgg / kg.
Пример 9. Используют сырье по примеру 5, катализатор по примеру 1 для получения ароматических углеводородов C7-C9. Оба адиабатических реактора содержат равное количество катализатора имеют другой температурный режим. Сырьевой поток перед поступлением в первый реактор подогревают до температуры 370oC. Температура потока в начале слоя катализатора в первом реакторе повышается до 383oC, а на выходе из него оставляет 370oC.Example 9. Use the raw materials of example 5, the catalyst of example 1 to obtain aromatic hydrocarbons C 7 -C 9 . Both adiabatic reactors contain an equal amount of catalyst and have a different temperature regime. The feed stream is heated to a temperature of 370 o C. before entering the first reactor. The temperature of the stream at the beginning of the catalyst bed in the first reactor rises to 383 o C. and leaves 370 o C. at the outlet.
Промежуточный реакционный поток, покидающий первый реактор, подогревают в печи до температуры 390oC и подают во второй адиабатический реактор. Температура потока на выходе из второго реактора составляет 382oC. Во втором реакторе разогрева нет. Средняя продолжительность циклов ароматизации 250 часов.The intermediate reaction stream leaving the first reactor is heated in an oven to a temperature of 390 ° C. and fed to a second adiabatic reactor. The temperature of the stream at the outlet of the second reactor is 382 o C. In the second reactor there is no heating. The average duration of aromatization cycles is 250 hours.
Получают ароматический концентрат с таким же выходом и такого же состава, как и в примере 7. Количества кокса на катализаторе к концу цикла 0,07 кгг/кг. An aromatic concentrate is obtained with the same yield and the same composition as in Example 7. The amount of coke on the catalyst at the end of the cycle is 0.07 kgg / kg.
Срок службы катализатора составляет 4600 часов. The service life of the catalyst is 4600 hours.
Условия и результаты опытов по примерам 1-8 приведены в таблице. Как видно из приведенных данных, предлагаемый способ, заключающийся в дополнительном подогреве промежуточного реакционного потока после достижения им температуры сырьевого потока или более высокой в пределах разогрева в адиабатическом реакторе (см. примеры 1, 4, 5, 6, 9), по сравнению с подогревом его при температуре более низкой, чем температура сырьевого потока (см. примеры 7, 8), или при отсутствии подогрева реакционного потока, т.е. согласно прототипу, (см. примеры 2, 3) позволяет снизить температуру процесса, повысить выход целевого продукта и увеличить срок службы катализатора. The conditions and results of the experiments in examples 1-8 are shown in the table. As can be seen from the above data, the proposed method, which consists in additional heating of the intermediate reaction stream after it reaches the temperature of the feed stream or higher within the range of heating in an adiabatic reactor (see examples 1, 4, 5, 6, 9), compared with heating it at a temperature lower than the temperature of the feed stream (see examples 7, 8), or in the absence of heating of the reaction stream, i.e. according to the prototype, (see examples 2, 3) allows to reduce the process temperature, increase the yield of the target product and increase the life of the catalyst.
Claims (1)
Priority Applications (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| RU94000991A RU2078791C1 (en) | 1994-01-12 | 1994-01-12 | Method of producing high-antiknock gasoline and aromatic hydrocarbons |
Applications Claiming Priority (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| RU94000991A RU2078791C1 (en) | 1994-01-12 | 1994-01-12 | Method of producing high-antiknock gasoline and aromatic hydrocarbons |
Publications (2)
| Publication Number | Publication Date |
|---|---|
| RU94000991A RU94000991A (en) | 1995-08-27 |
| RU2078791C1 true RU2078791C1 (en) | 1997-05-10 |
Family
ID=20151396
Family Applications (1)
| Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
|---|---|---|---|
| RU94000991A RU2078791C1 (en) | 1994-01-12 | 1994-01-12 | Method of producing high-antiknock gasoline and aromatic hydrocarbons |
Country Status (1)
| Country | Link |
|---|---|
| RU (1) | RU2078791C1 (en) |
Cited By (2)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| RU2518481C1 (en) * | 2013-05-21 | 2014-06-10 | Открытое акционерное общество "Всероссийский научно-исследовательский институт по переработке нефти" (ОАО "ВНИИ НП") | Method of obtaining high-octane base gasoline |
| RU2572514C1 (en) * | 2014-12-01 | 2016-01-20 | Общество с ограниченной ответственностью "Газпром добыча Астрахань" (ООО "Газпром добыча Астрахань") | Method of obtaining automobile petrol |
-
1994
- 1994-01-12 RU RU94000991A patent/RU2078791C1/en not_active IP Right Cessation
Non-Patent Citations (1)
| Title |
|---|
| 1. Суханов В.П. Каталитические процессы в нефтепереработке. - М.: Химия, 1979, с. 113-202. 2. Химия и технология топлив и масел. 1988, N 5, с. 6,7. * |
Cited By (2)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| RU2518481C1 (en) * | 2013-05-21 | 2014-06-10 | Открытое акционерное общество "Всероссийский научно-исследовательский институт по переработке нефти" (ОАО "ВНИИ НП") | Method of obtaining high-octane base gasoline |
| RU2572514C1 (en) * | 2014-12-01 | 2016-01-20 | Общество с ограниченной ответственностью "Газпром добыча Астрахань" (ООО "Газпром добыча Астрахань") | Method of obtaining automobile petrol |
Similar Documents
| Publication | Publication Date | Title |
|---|---|---|
| US5932777A (en) | Hydrocarbon conversion | |
| US5043522A (en) | Production of olefins from a mixture of Cu+ olefins and paraffins | |
| EP0418370B1 (en) | Process for the production of alkyl aromatic hydrocarbons | |
| TWI440621B (en) | Dividing wall separation in light olefin hydrocarbon processing | |
| RU2548914C1 (en) | Method of increasing production of aromatic compounds | |
| RU2543712C1 (en) | Method of increasing benzene and toluene production volume | |
| RU2553992C2 (en) | Method on increasing volume of production of aromatic compounds | |
| JPH0639392B2 (en) | Method for improving quality of fisher-tropoptie olefins. | |
| JP2017523157A (en) | Method for producing para-xylene | |
| CN106062147B (en) | Method for converting hydrocarbons to alkene | |
| US3801493A (en) | Slack wax cracking in an fccu with a satellite reactor | |
| WO2017075209A1 (en) | Methods and systems for lower olefin conversion | |
| RU2139844C1 (en) | Method of preparing aromatic hydrocarbons from casting-head gas | |
| US5186908A (en) | Increased conversion of C2 -C12 aliphatic hydrocarbons to aromatic hydrocarbons using a highly purified recycle stream | |
| US4996381A (en) | Increased conversion of C2 -C12 aliphatic hydrocarbons to aromatic hydrocarbons using a highly purified recycle stream | |
| RU2078791C1 (en) | Method of producing high-antiknock gasoline and aromatic hydrocarbons | |
| US8845883B2 (en) | Process for increasing aromatics production | |
| RU2334781C1 (en) | Production method of high-octane gasoline fractions and aromatic hydrocarbons | |
| US5380425A (en) | Over alkylation and catalytic cracking for benzene conversion | |
| RU2548671C1 (en) | Method of increasing production of aromatic compounds | |
| RU2680377C1 (en) | Method of separation of petrol fractions in the isomerization process | |
| RU2175959C2 (en) | Method of processing aliphatic c2-c12-hydrocarbons into aromatic hydrocarbons or high-octane gasoline | |
| RU2646751C1 (en) | Method of isomerization of lung petrol fillings | |
| RU2185359C2 (en) | Method of synthesis of aromatic hydrocarbon from c5-c12-aliphatic hydrocarbons | |
| US2279547A (en) | Hydrocarbon conversion |
Legal Events
| Date | Code | Title | Description |
|---|---|---|---|
| PC43 | Official registration of the transfer of the exclusive right without contract for inventions |
Effective date: 20100527 |
|
| PD4A | Correction of name of patent owner | ||
| PC41 | Official registration of the transfer of exclusive right |
Effective date: 20110304 |
|
| MM4A | The patent is invalid due to non-payment of fees |
Effective date: 20130113 |