RU2615160C2

RU2615160C2 - Method of producing olefins and aromatic hydrocarbons

Info

Publication number: RU2615160C2
Application number: RU2014108327A
Authority: RU
Inventors: Айцзэн МА; Луншэн ТЯНЬ; Цзюнь ЛУН; Цзегуан ВАН; Вэньчэн ТАН
Original assignee: Чайна Петролеум Энд Кемикал Корпорейшн; Рисерч Инститьют Оф Петролеум Просессинг, Синопек
Priority date: 2013-03-05
Filing date: 2014-03-04
Publication date: 2017-04-04
Also published as: KR101760356B1; CN104031679A; TW201500540A; KR20140109339A; RU2014108327A; TWI544068B; CN104031679B

Abstract

FIELD: chemistry.

SUBSTANCE: invention relates to a method for producing olefins and aromatic hydrocarbons from naphtha, comprising the stages of: 1) conducting the naphtha extraction separation to obtain purified oil containing alkanes and cycloalkanes and an oil extract containing cycloalkanes and aromatic hydrocarbons, the weight ratio between cycloalkanes contained in the refined oil and cycloalkanes contained in the naphtha being 10-35%, 2) contacting the oil extract containing cycloalkanes and the aromatic hydrocarbons with a reforming catalyst under conditions of the catalytic reforming reaction: the pressure of 0.2-3.0 MPa, the temperature of 300-550°C, the molar ratio of hydrogen/hydrocarbon 0.5-20 and volumetric speed (of feeding) of 0.1-50 p^-1 to obtain a reformate with the high content of aromatic hydrocarbons, 3) the reactions of cracking of refined oil containing alkanes and cycloalkanes, to obtain olefins.

EFFECT: it is possible to obtain light olefins and light aromatic hydrocarbons with high output.

14 cl, 2 dwg, 8 ex, 5 tbl

Description

ОБЛАСТЬ ТЕХНИКИ, К КОТОРОЙ ОТНОСИТСЯ ИЗОБРЕТЕНИЕFIELD OF THE INVENTION

Настоящее изобретение относится к комплексному способу и, в частности, к способу производства легких олефинов и легких ароматических углеводородов с применением нафты в качестве сырья.The present invention relates to an integrated method and, in particular, to a method for the production of light olefins and light aromatic hydrocarbons using naphtha as a raw material.

УРОВЕНЬ ТЕХНИКИBACKGROUND

Каталитический риформинг и паровой крекинг являются хорошо развитыми технологиями, которые хорошо освоены промышленностью и в которых основным назначением каталитического риформинга является получение ароматических углеводородов, высокооктанового бензина и водорода. Во время каталитического риформинга может одновременно происходить несколько конкурирующих реакций, включая дегидрогенизацию алкилциклогексана с образованием ароматического углеводорода, дегидроизомеризацию алкилциклопентана до ароматических углеводородов, дегидроциклизацию алканов до ароматических углеводородов, гидрокрекинг алканов до легких углеводородных продуктов за пределами интервала кипения бензина, деалкилирование алкилбензола и изомеризацию алканов. Чтобы получать компонент смешения бензинов с высоким октановым числом или ароматические углеводороды, желательна не только конверсия циклоалканов до ароматических углеводородов, но также максимальная конверсия алканов для увеличения выходов ароматических углеводородов.Catalytic reforming and steam cracking are well-developed technologies that are well developed by the industry and in which the main purpose of catalytic reforming is the production of aromatic hydrocarbons, high-octane gasoline and hydrogen. During catalytic reforming, several competing reactions can occur simultaneously, including dehydrogenation of alkylcyclohexane to form an aromatic hydrocarbon, dehydroisomerization of alkylcyclopentane to aromatic hydrocarbons, dehydrocyclization of alkanes to aromatic hydrocarbons, hydrocracking of alkanes to light hydrocarbon products beyond the boiling range of gasoline, dealkylation of alkylbenes. In order to obtain a high octane gasoline blending component or aromatic hydrocarbons, not only the conversion of cycloalkanes to aromatic hydrocarbons is desirable, but also the maximum conversion of alkanes to increase the yields of aromatic hydrocarbons.

Когда для получения ароматических углеводородов применяют каталитический риформинг нафты, ароматические углеводороды содержат значительное количество относительно менее дорогих тяжелых C₉ ⁺-ароматических углеводородов вдобавок к более дорогим легким ароматическим углеводородам BTX (бензол, толуол и ксилол). Основным назначением парового крекинга является получение этилена, пропилена и бутадиена. Из-за растущего рыночного спроса на пропилен и бутадиен для химической промышленности существует серьезная проблема, как увеличить выход BTX, пропилена и бутадиена из ограниченных ресурсов нафты.When naphtha catalytic reforming is used to produce aromatic hydrocarbons, aromatic hydrocarbons contain a significant amount of relatively less expensive heavy C ₉ ⁺ aromatic hydrocarbons in addition to the more expensive BTX light aromatic hydrocarbons (benzene, toluene and xylene). The main purpose of steam cracking is to produce ethylene, propylene and butadiene. Due to the growing market demand for propylene and butadiene for the chemical industry, there is a serious problem how to increase the output of BTX, propylene and butadiene from the limited resources of naphtha.

Сырьем для каталитического риформинга является нафта, которая также является основным компонентом, из которого состоит сырье для установки парового крекинга. Из-за того, что сырая нефть становится более тяжелой, что приводит к снижению выхода нафты, и из-за растущего мирового спроса на легкие олефины и ароматические углеводороды, большой проблемой становится конкуренция за сырье между каталитическим риформингом и паровым крекингом.The feedstock for catalytic reforming is naphtha, which is also the main component of which the feedstock for the steam cracking unit consists. Due to the fact that crude oil becomes heavier, which leads to a decrease in the yield of naphtha, and due to the growing global demand for light olefins and aromatic hydrocarbons, competition for raw materials between catalytic reforming and steam cracking is becoming a big problem.

Нафта представляет собой смесь, состоящую из нормальных алканов, изоалканов, циклоалканов, ароматических углеводородов и т.п. Крекинг нормального алкана приводит к более высокому выходу этилена по сравнению с крекингом изоалкана и циклоалкана; крекинг циклоалкана приводит к относительно более высоким выходам пропилена и бутадиена, в то время как бензольное кольцо ароматического углеводорода относительно трудно подвергается крекингу в обычных условиях крекинга, внося небольшой вклад в выработку этилена. Однако в условиях каталитического риформинга циклоалкан легко превращается в ароматический углеводород и поэтому является хорошим сырьем для каталитического риформинга. Следовательно, проблема оптимизации сырья для установок каталитического риформинга и парового крекинга является проблемой, подлежащей решению в данной области техники, в решении которой весьма заинтересованы специалисты в данной области.Naphtha is a mixture consisting of normal alkanes, isoalkanes, cycloalkanes, aromatic hydrocarbons, etc. The cracking of a normal alkane leads to a higher yield of ethylene compared to the cracking of isoalkane and cycloalkane; cracking of cycloalkane leads to relatively higher yields of propylene and butadiene, while the benzene ring of an aromatic hydrocarbon is relatively difficult to crack under normal cracking conditions, making a small contribution to the production of ethylene. However, under catalytic reforming conditions, cycloalkane is easily converted to an aromatic hydrocarbon and is therefore a good raw material for catalytic reforming. Therefore, the problem of optimizing raw materials for catalytic reforming and steam cracking plants is a problem to be solved in this technical field, in which specialists in this field are very interested.

Способы выделения алкана и ароматического углеводорода из нафты включают в себя адсорбционное выделение и экстракционное разделение.Methods for the isolation of alkane and aromatic hydrocarbon from naphtha include adsorption separation and extraction separation.

С помощью адсорбционного выделения из нафты можно выделять нормальный алкан. Например, в публикации CN1476474A описан способ производства этилена паровым крекингом нормальных алканов, включающим в себя фракционирование нафты с получением потока C₅-алкана и потока C₆-C₉-углеводородов; проведение адсорбционного выделения C₆-C₉-углеводородов селективной адсорбцией нормальных алканов; последующее применение полученного при фракционировании потока C₅-алкана в качестве десорбента; и подачу алканов в десорбирующем растворе после отделения от C₅-алкана в зону парового крекинга для получения этилена; и подачу очищенной нефти в зону риформинга для получения бензина с высоким октановым числом.Using adsorption from naphtha, normal alkane can be isolated. For example, CN1476474A describes a method for producing ethylene by steam cracking of normal alkanes, including fractionation of naphtha to produce a C ₅ alkane stream and a C ₆ -C ₉ hydrocarbon stream; carrying out adsorption separation of C ₆ -C ₉ hydrocarbons by selective adsorption of normal alkanes; subsequent use of the C ₅ alkane obtained by fractionation as a desorbent; and supplying alkanes in a stripping solution after separation from the C ₅ alkane in the steam cracking zone to produce ethylene; and supplying refined oil to the reforming zone to produce high octane gasoline.

В публикации CN101198574A описан способ производства этилена паровым крекингом нормальных алканов, включающим в себя проведение адсорбционного выделения C₅-C₉-углеводородов; отделение нормальных алканов от разветвленных алканов; применение C₁₀-C₁₆-углеводородов и их смеси в качестве десорбента; подачу нормальных алканов после адсорбционного выделения в зону парового крекинга для получения этилена; и подачу разветвленных углеводородов в зону риформинга для превращения в ароматические углеводороды.The publication CN101198574A describes a method for the production of ethylene by steam cracking of normal alkanes, including the adsorption of C ₅ -C ₉ hydrocarbons; separation of normal alkanes from branched alkanes; the use of C ₁₀ -C ₁₆ hydrocarbons and mixtures thereof as a desorbent; feeding normal alkanes after adsorption to the steam cracking zone to produce ethylene; and supplying branched hydrocarbons to the reforming zone for conversion to aromatic hydrocarbons.

В публикации CN1710030A описан способ оптимизации применения нафты, в котором для адсорбционного разделения нафты применяется молекулярное сито (5 A); разделение десорбированного нефтепродукта с высоким содержанием нормальных углеводородов и очищенного нефтепродукта с высоким содержанием разветвленных углеводородов, при этом содержание нормальных углеводородов в очищенной нефти составляет 80-100 масс.%. Десорбированную нефть применяют в качестве высококачественного сырья для парового крекинга или подвергают ректификации с получением узкокипящих фракций, из которых, в свою очередь, получают реагенты и высококачественные продукты-растворители; и очищенную нефть применяют в качестве высококачественного сырья для каталитического риформинга или компонента смешения чистого (без присадок) бензина с высоким октановым числом.CN1710030A describes a method for optimizing the use of naphtha in which a molecular sieve (5 A) is used for the adsorption separation of naphtha; separation of desorbed oil with a high content of normal hydrocarbons and refined oil with a high content of branched hydrocarbons, while the content of normal hydrocarbons in the refined oil is 80-100 wt.%. Desorbed oil is used as a high-quality raw material for steam cracking or is subjected to rectification to obtain narrow boiling fractions, from which, in turn, reagents and high-quality solvent products are obtained; and refined oil is used as a high quality feedstock for catalytic reforming or a blending component of pure (without additives) high octane gasoline.

В публикации CN1292050C описан способ выделения нормальных алканов из всей лигроиновой фракции, включающий в себя извлечение ароматических углеводородов из всей лигроиновой фракции сырья с применением способа адсорбционного выделения и затем разделение нормальных алканов и разветвленных алканов всей лигроиновой фракции после деароматизации с применением способа адсорбционного выделения. После адсорбционного выделения компонент лигроиновых фракций с высоким содержанием нормальных алканов можно применять для ввода в установку парового крекинга, чтобы увеличить выход этилена на установке парового крекинга; компонент с высоким содержанием изоалканов можно применять в качестве сырья для установки каталитического риформинга, чтобы увеличить выход бензина риформинга или ароматических углеводородов; и компонент с высоким содержанием ароматических углеводородов можно применять для ввода в установку карбонизации или риформинга. Кроме того, в обоих из двух адсорбционных выделений согласно изобретению применяются эффективные десорбирующие агенты, которые позволяют проводить эффективную регенерацию и возврат в оборот адсорбента после его насыщения в процессе адсорбции.The publication CN1292050C describes a method for isolating normal alkanes from an entire ligroin fraction, including extracting aromatic hydrocarbons from an entire ligroin fraction of a feed using an adsorption isolation method and then separating normal alkanes and branched alkanes from an entire ligroin fraction after dearomatization using an adsorption isolation method. After adsorption, the components of ligroin fractions with a high content of normal alkanes can be used to introduce steam cracking into the unit to increase the ethylene yield in the steam cracking unit; a component with a high content of isoalkanes can be used as raw material for a catalytic reforming unit to increase the yield of reforming gasoline or aromatic hydrocarbons; and a component with a high content of aromatic hydrocarbons can be used to enter into the carbonization or reforming unit. In addition, in both of the two adsorption precipitates according to the invention, effective desorbing agents are used that allow for efficient regeneration and return to circulation of the adsorbent after it is saturated during the adsorption process.

В публикации CN1277907C описан способ восстановительной обработки нафты, содержащий стадии: (1) проведения экстракционного разделения нафты с целью ее разделения на очищенную нефть и нефтяной экстракт; (2) подачи очищенной нефти в установку парового крекинга для получения этилена и (3) подачи нефтяного экстракта в установку риформинга для преобразования. Экстракционное разделение, применяемое в изобретении, фактически представляет собой экстракцию жидкости жидкостью. В приводимых примерах в качестве растворителя для экстракции применяется сульфолан с отношением растворитель/нефть, равным 11, рабочая температура составляет 95-128°C, и рабочее давление составляет 0,6-1,0 МПа. Применяемые рабочие параметры могут способствовать только разделению алканов и ароматических углеводородов, и основным компонентом очищенной нефти являются алканы.The publication CN1277907C describes a process for the reduction treatment of naphtha, comprising the steps of: (1) conducting extraction separation of naphtha to separate it into refined oil and oil extract; (2) feeding refined oil to a steam cracking unit to produce ethylene; and (3) feeding oil extract to a reforming unit for conversion. The extraction separation used in the invention is actually liquid extraction by liquid. In the examples given, sulfolane with a solvent / oil ratio of 11, an operating temperature of 95-128 ° C, and an operating pressure of 0.6-1.0 MPa are used as a solvent for extraction. The applied operating parameters can only contribute to the separation of alkanes and aromatic hydrocarbons, and alkanes are the main component of the refined oil.

Несмотря на то, что в описанных выше технологиях адсорбционного выделения применение нормальных алканов в качестве сырья для парового крекинга может увеличивать выход этилена, желательный выход этилена сопровождается значительным увеличением потребности в нафте, что обусловлено относительно низким содержанием в нафте нормальных алканов. В описанной выше технологии экстракционного разделения получают очищенную нефть с высоким содержанием алканов и нефтяной экстракт с высоким содержанием ароматических углеводородов и циклоалканов. Несмотря на то, что очищенная нефть с высоким содержанием алканов, применяемая в качестве сырья для парового крекинга, может увеличивать выход этилена, тяжелые циклоалканы используются неэффективно, что приводит к пониженному выходу пропилена и бутадиена. Кроме того, когда содержание алканов в нафте относительно низкое, для получения желательного выхода триенов потребность в нафте значительно увеличивается.Although the use of normal alkanes as a raw material for steam cracking in the adsorption separation technologies described above can increase the ethylene yield, the desired ethylene yield is accompanied by a significant increase in the demand for naphtha, which is due to the relatively low content of normal alkanes in naphtha. In the extraction separation technology described above, purified oil with a high alkane content and an oil extract with a high content of aromatic hydrocarbons and cycloalkanes are obtained. Despite the fact that refined oil with a high alkane content, used as a raw material for steam cracking, can increase the yield of ethylene, heavy cycloalkanes are used inefficiently, which leads to a reduced yield of propylene and butadiene. In addition, when the alkane content of naphtha is relatively low, the need for naphtha increases significantly to obtain the desired trienes yield.

Сущность изобретенияSUMMARY OF THE INVENTION

Целью настоящего изобретения является обеспечение способа производства олефинов и ароматических углеводородов, при котором в качестве сырья применяют нафту, и возможно получение более легких олефинов и легких ароматических углеводородов.The aim of the present invention is to provide a method for the production of olefins and aromatic hydrocarbons, in which naphtha is used as a raw material, and it is possible to obtain lighter olefins and light aromatic hydrocarbons.

Предлагаемый в настоящем изобретении способ производства олефинов и ароматических углеводородов из нафты содержит следующие стадии:Proposed in the present invention a method for the production of olefins and aromatic hydrocarbons from naphtha contains the following stages:

1. Проведение экстракционного разделения нафты с получением очищенной нефти, содержащей алканы и циклоалканы, и нефтяного экстракта, содержащего циклоалканы и ароматические углеводороды, при этом весовое отношение между циклоалканами, содержащимися в очищенной нефти, и циклоалканами, содержащимися в нафте, составляет 10-35%;1. The extraction separation of naphtha to obtain purified oil containing alkanes and cycloalkanes and an oil extract containing cycloalkanes and aromatic hydrocarbons, the weight ratio between cycloalkanes contained in refined oil and cycloalkanes contained in naphtha is 10-35% ;

2. Контактирование нефтяного экстракта, содержащего циклоалканы и ароматические углеводороды, с катализатором риформинга в реакционных условиях каталитического риформинга: 0,2-3,0 МПа, 300-550°C, молярное отношение водород/углеводород 0,5-20 и объемная (волюмометрическая) скорость подачи 0,1-50 час^-1, для получения риформата с высоким содержанием ароматических углеводородов;2. Contacting the oil extract containing cycloalkanes and aromatic hydrocarbons with a reforming catalyst under catalytic reforming reaction conditions: 0.2-3.0 MPa, 300-550 ° C, hydrogen / hydrocarbon molar ratio 0.5-20 and volumetric (volumetric ) a feed rate of 0.1-50 hour ^-1 , to obtain a reformate with a high content of aromatic hydrocarbons;

3. Проведение реакций крекинга очищенной нефти, содержащей алканы и циклоалканы, с получением олефинов.3. Conducting cracking reactions of refined oil containing alkanes and cycloalkanes to produce olefins.

В способе согласно настоящему изобретению сначала проводят экстракционное разделение нафты; при экстракционном разделении тяжелые циклоалканы (C₉ ⁺-циклоалканы) нафты переходят в очищенную нефть, и очищенную нефть подвергают крекингу с получением повышенных количеств пропилена и бутадиена, то есть повышенных выходов легких олефинов (этилен, пропилен и бутадиен) в продуктах крекинга, в то время как нефтяной экстракт подвергают риформингу с получением легких ароматических углеводородов. Способ согласно настоящему изобретению увеличивает степень использования нафты с помощью подходящего выделения ароматических углеводородов, циклоалканов и алканов.In the method according to the present invention, an extraction separation of naphtha is first carried out; upon extraction separation, heavy cycloalkanes (C ₉ ⁺ cycloalkanes) naphtha are converted to refined oil, and the refined oil is cracked to obtain increased amounts of propylene and butadiene, i.e., increased yields of light olefins (ethylene, propylene and butadiene) in cracked products, while while the oil extract is reformed to produce light aromatic hydrocarbons. The method according to the present invention increases the degree of utilization of naphtha by means of a suitable allocation of aromatic hydrocarbons, cycloalkanes and alkanes.

Описание чертежейDescription of drawings

На фигуре 1 представлена технологическая схема способа согласно изобретению с применением гидроочищенной нафты в качестве сырья для получения олефинов и ароматических углеводородов.The figure 1 presents the technological scheme of the method according to the invention using hydrotreated naphtha as a raw material for the production of olefins and aromatic hydrocarbons.

На фигуре 2 представлена технологическая схема способа согласно изобретению с применением нафты в качестве сырья для получения олефинов и ароматических углеводородов.The figure 2 presents the technological scheme of the method according to the invention using naphtha as a raw material for the production of olefins and aromatic hydrocarbons.

Варианты осуществления изобретенияEmbodiments of the invention

В соответствии со способом согласно изобретению проводят экстракционное разделение нафты, при котором циклоалканы переходят в нефтяной экстракт, содержащий циклоалканы и ароматические углеводороды, и очищенную нефть, содержащую алканы и циклоалканы. Таким образом, циклоалканы пропорционально распределяются между очищенной нефтью и нефтяным экстрактом в соответствии с числом атомов углерода. Часть тяжелых циклоалканов переходит в очищенную нефть, а относительно более легкие циклоалканы (C₆-C₈- циклоалканы) переходят в нефтяной экстракт. Тяжелые циклоалканы, содержащиеся в очищенной нефти, увеличивают выходы пропилена и бутадиена в продукте крекинга. Легкие циклоалканы, содержащиеся в нефтяном экстракте, увеличивают выход легких ароматических углеводородов (BTX) в риформате. По сравнению с предыдущим уровнем техники способ согласно настоящему изобретению может превращать нафту в более легкие олефины (этилен, пропилен и 1,3-бутадиен) и более легкие ароматические углеводороды (BTX).In accordance with the method according to the invention, naphtha is extracted by extraction, in which cycloalkanes are converted to an oil extract containing cycloalkanes and aromatic hydrocarbons, and refined oil containing alkanes and cycloalkanes. Thus, cycloalkanes are proportionally distributed between the refined oil and the oil extract in accordance with the number of carbon atoms. Part of the heavy cycloalkanes goes into refined oil, and relatively lighter cycloalkanes (C ₆ -C ₈ cycloalkanes) go into the oil extract. The heavy cycloalkanes contained in the refined oil increase the yields of propylene and butadiene in the cracked product. Light cycloalkanes contained in the oil extract increase the yield of light aromatic hydrocarbons (BTX) in reformate. Compared with the prior art, the process of the present invention can convert naphtha to lighter olefins (ethylene, propylene and 1,3-butadiene) and lighter aromatic hydrocarbons (BTX).

На стадии (1) способа согласно настоящему изобретению проводят экстракционное разделение нафты с перераспределением циклоалканов нафты таким образом, чтобы часть циклоалканов переходила в очищенную нефть вместе с алканами, а другая часть циклоалканов переходила в нефтяной экстракт вместе с ароматическими углеводородами. Способ экстракционного разделения может представлять собой экстракционное разделение жидкость-жидкость или экстрактивную перегонку.In step (1) of the method according to the present invention, naphtha is separated by redistribution of naphtha cycloalkanes in such a way that some of the cycloalkanes are transferred to the refined oil together with alkanes, and the other part of the cycloalkanes are transferred to the oil extract together with aromatic hydrocarbons. The extraction separation method may be liquid-liquid extraction separation or extractive distillation.

Весовое отношение между циклоалканами, содержащимися в очищенной нефти, полученной при экстракционном разделении на стадии (1), и циклоалканами, содержащимися в нафте, составляет предпочтительно 13-35 масс.%, более предпочтительно 15-35 масс.%. В настоящем изобретении очищенная нефть содержит относительно меньшее количество C₆-C₈ циклоалканов. Весовое отношение между C₆-C₈ циклоалканами, содержащимися в очищенной нефти, полученной при экстракционном разделении, и C₆-C₈ циклоалканами, содержащимися в нафте, составляет предпочтительно 3-40%, более предпочтительно 3-30%. Весовое отношение между C₉ ⁺-циклоалканами, содержащимися в очищенной нефти, и C₉ ⁺-циклоалканами, содержащимися в нафте, составляет предпочтительно 1-48%, более предпочтительно 30-48%.The weight ratio between cycloalkanes contained in the refined oil obtained by extraction separation in step (1) and cycloalkanes contained in naphtha is preferably 13-35 wt.%, More preferably 15-35 wt.%. In the present invention, the refined oil contains a relatively lower amount of C ₆ -C ₈ cycloalkanes. The weight ratio between C ₆ -C ₈ cycloalkanes contained in the refined oil obtained by extraction separation and C ₆ -C ₈ cycloalkanes contained in naphtha is preferably 3-40%, more preferably 3-30%. The weight ratio between the C ₉ ⁺ cycloalkanes contained in the refined oil and the C ₉ ⁺ cycloalkanes contained in the naphtha is preferably 1-48%, more preferably 30-48%.

На стадии (1) экстракцию жидкости жидкостью можно проводить в экстракционной колонне для экстракции жидкости жидкостью. Условия эксплуатации экстракционной колонны для экстракции жидкости жидкостью включают в себя: весовое отношение между растворителем для экстракции и нафтой, подаваемой в экстракционную колонну для экстракции жидкости жидкостью, 3-8:1, предпочтительно 3-7:1, более предпочтительно 4-7:1; температуру верхней части экстракционной колонны для экстракции жидкости жидкостью 130-190°C, предпочтительно - не выше 180°C, более предпочтительно - не выше 170°C, подходящая температура составляет 130-150°C и давление в экстракционной колонне для экстракции жидкости жидкостью составляет не менее 0,8 МПа, предпочтительно 1,1-2,0 МПа. Альтернативно можно проводить экстрактивную перегонку в колонне экстрактивной перегонки. Условия эксплуатации колонны экстрактивной перегонки включают в себя: весовое отношение между растворителем для экстрактивной перегонки и нафтой, подаваемой в колонну экстрактивной перегонки, 3-8:1, предпочтительно 3-6:1; температура верхней части колонны экстрактивной перегонки 70-190°C и давление 0,1-0,3 МПа.In step (1), liquid extraction with liquid can be carried out in an extraction column for liquid extraction with liquid. The operating conditions of the extraction column for liquid extraction with liquid include: the weight ratio between the extraction solvent and naphtha fed to the extraction column for liquid extraction with liquid, 3-8: 1, preferably 3-7: 1, more preferably 4-7: 1 ; the temperature of the top of the extraction column for liquid extraction with a liquid of 130-190 ° C, preferably not higher than 180 ° C, more preferably not higher than 170 ° C, a suitable temperature is 130-150 ° C and the pressure in the extraction column for liquid extraction with a liquid is not less than 0.8 MPa, preferably 1.1-2.0 MPa. Alternatively, extractive distillation can be carried out in an extractive distillation column. The operating conditions of the extractive distillation column include: a weight ratio between the extractive distillation solvent and naphtha fed to the extractive distillation column, 3-8: 1, preferably 3-6: 1; the temperature of the upper part of the extractive distillation column is 70-190 ° C and the pressure is 0.1-0.3 MPa.

В настоящем изобретении давление в колонне экстрактивной перегонки представлено в виде абсолютного давления, в то время как все другие давления представляют собой манометрические давления.In the present invention, the pressure in the extractive distillation column is represented as absolute pressure, while all other pressures are gauge pressures.

Растворитель, применяемый на стадии (1) для осуществления экстракции жидкости жидкостью или экстрактивной перегонки нафты, представляет собой растворитель, выбранный из группы, состоящей из сульфолана, фурфурола, N-метилпирролидона, N-формилморфолина, тригликоля, тетрагликоля, пентагликоля, дифенилметана и α-метилнафталина или смеси любых двух или более описанных выше веществ. При экстрактивной перегонке растворитель, применяемый для экстрактивной перегонки, предпочтительно содержит 35-68 масс.% сульфолана, 30-63 масс.% сорастворителя и 0,2-2,0 масс.% воды. Сорастворитель выбран из группы, состоящей из алкилнафталина, бифенила, дифенилметана, дифенилэтана и диалкилфенилметана.The solvent used in stage (1) to carry out liquid extraction with liquid or extractive distillation of naphtha is a solvent selected from the group consisting of sulfolane, furfural, N-methylpyrrolidone, N-formylmorpholine, triglycol, tetra-glycol, pentaglycol, diphenylmethane and α- methylnaphthalene or a mixture of any two or more of the above substances. In extractive distillation, the solvent used for extractive distillation preferably contains 35-68 wt.% Sulfolane, 30-63 wt.% Co-solvent and 0.2-2.0 wt.% Water. The co-solvent is selected from the group consisting of alkylnaphthalene, biphenyl, diphenylmethane, diphenylethane and dialkylphenylmethane.

В частности, способ экстракционного разделения жидкости жидкостью согласно настоящему изобретению содержит: контактирование нафты с растворителем для экстракции жидкой фазы в экстракционной колонне для экстракции жидкости жидкостью с получением обогащенного растворителя с высоким содержанием ароматических углеводородов и циклоалканов в нижней части колонны и с получением раствора рафината, содержащего алканы и циклоалканы, в верхней части колонны. Раствор рафината предпочтительно очищают в скруббере и удаляют остаточное следовое количество растворителя для получения очищенной нефти, содержащей алканы и циклоалканы. Обогащенный растворитель с высоким содержанием ароматических углеводородов и циклоалканов подают в колонну регенерации растворителя, из которой ароматические углеводороды и циклоалканы отводятся в верхней части колонны регенерации растворителя, а полученный при этом обедненный растворитель отводится в нижней части колонны и возвращается в экстракционную колонну для экстракции жидкости жидкостью для циклического использования.In particular, the liquid-liquid extraction separation method according to the present invention comprises: contacting naphtha with a solvent to extract a liquid phase in an extraction column for liquid extraction with a liquid to obtain an enriched solvent with a high content of aromatic hydrocarbons and cycloalkanes in the lower part of the column and to obtain a raffinate solution containing alkanes and cycloalkanes at the top of the column. The raffinate solution is preferably cleaned in a scrubber and the residual trace amount of solvent is removed to obtain purified oil containing alkanes and cycloalkanes. An enriched solvent with a high content of aromatic hydrocarbons and cycloalkanes is fed to the solvent recovery column, from which aromatic hydrocarbons and cycloalkanes are discharged at the top of the solvent recovery column, and the resulting depleted solvent is discharged at the bottom of the column and returned to the extraction column for liquid extraction with liquid for cyclic use.

При разделении экстрактивной перегонкой нафту подают в колонну экстрактивной перегонки, чтобы она вступала в контакт с растворителем для экстракции в условиях образования газожидкостной фазы. Учитывая разное воздействие растворителя на алканы и циклоалканы с соответствующими летучестями, очищенная нефть, которая имеет высокое содержание алканов и содержит часть циклоалканов и меньшую часть растворителя, отводится из верхней части колонны, а обогащенный растворитель с высоким содержанием ароматических углеводородов и циклоалканов отводится из нижней части колонны в колонну регенерации растворителя. Ароматические углеводороды и циклоалканы выделяют из обогащенного растворителя, и полученный при этом обедненный растворитель возвращают в колонну экстрактивной перегонки для циклического применения.In the separation by extractive distillation, naphtha is fed to the extractive distillation column so that it comes into contact with the extraction solvent under conditions of gas-liquid phase formation. Given the different effects of the solvent on alkanes and cycloalkanes with corresponding volatilities, refined oil, which has a high alkane content and contains a part of cycloalkanes and a smaller part of the solvent, is discharged from the top of the column, and the enriched solvent with a high content of aromatic hydrocarbons and cycloalkanes is removed from the bottom of the column to the solvent recovery column. Aromatic hydrocarbons and cycloalkanes are recovered from the enriched solvent, and the resulting depleted solvent is returned to the extractive distillation column for cyclic use.

Примеси олефинов, серы, азота, мышьяка, кислорода, хлора и т.п., содержащиеся в сырье для реакции риформинга, могут оказывать неблагоприятное воздействие на установку каталитического риформинга и катализатор риформинга, поэтому перед проведением реакции риформинга предпочтительно подвергать сырье для риформинга гидроочистке, для того чтобы насытить содержащиеся в нем олефины гидрированием и одновременно удалить примеси серы, азота, мышьяка, кислорода, хлора и т.п, получая в результате гидроочищенное сырье для риформинга.Impurities of olefins, sulfur, nitrogen, arsenic, oxygen, chlorine and the like contained in the feed for the reforming reaction can adversely affect the catalytic reforming unit and the reforming catalyst, therefore, it is preferable to hydrotreat the feedstock for reforming before carrying out the reforming reaction, for in order to saturate the olefins contained in it by hydrogenation and at the same time remove impurities of sulfur, nitrogen, arsenic, oxygen, chlorine, etc., resulting in hydrotreated raw materials for reforming.

В способе согласно настоящему изобретению как нафту со стадии (1), так и нефтяной экстракт со стадии (2) предпочтительно подвергают гидроочистке. В частности, нафту со стадии (1) предпочтительно подвергают гидроочистке перед экстракционным разделением, или нефтяной экстракт со стадии (2) подвергают гидроочистке перед проведением реакции риформинга, чтобы насытить содержащиеся в них олефины и удалить содержащиеся в них примеси. Благодаря этому содержание серы в очищенной нафте или в очищенном нефтяном экстракте составляет менее 0,5 мкг/г, содержание азота составляет менее 0,5 мкг/г, содержание мышьяка составляет менее 1,0 нг/г и содержание свинца составляет менее 10 нг/г.In the method according to the present invention, both the naphtha from step (1) and the oil extract from step (2) are preferably hydrotreated. In particular, the naphtha from step (1) is preferably hydrotreated before extraction separation, or the oil extract from step (2) is hydrotreated before the reforming reaction to saturate the olefins contained therein and remove impurities contained therein. Due to this, the sulfur content in the purified naphtha or in the purified oil extract is less than 0.5 μg / g, the nitrogen content is less than 0.5 μg / g, the arsenic content is less than 1.0 ng / g and the lead content is less than 10 ng / g.

При гидроочистке температура реакции составляет 260-460°C, предпочтительно 280-400°C, давление составляет 1,0-8,0 МПа, предпочтительно 1,6-4,0 МПа, объемная (волюмометрическая) скорость подачи сырья составляет 1-20 час^-1, предпочтительно 2-8 час^-1, и объемное отношение водород/углеводороды во время реакции составляет 10-1000:1, предпочтительно 50-600:1.When hydrotreating, the reaction temperature is 260-460 ° C, preferably 280-400 ° C, the pressure is 1.0-8.0 MPa, preferably 1.6-4.0 MPa, the volumetric (volumetric) feed rate is 1-20 hour ^-1 , preferably 2-8 hour ^-1 , and the volume ratio of hydrogen / hydrocarbons during the reaction is 10-1000: 1, preferably 50-600: 1.

Катализатор для гидроочистки должен быть способен промотировать насыщение олефинов гидрированием и одновременно промотировать гидродесульфуризацию (обессеривание), деазотирование и дезоксидацию. Катализатор для гидроочистки содержит 5-49 масс.% активного компонента катализатора гидрирования, 0,1-1,0 масс.% галогена и 50,0-94,9 масс.% неорганического оксида-носителя. Активный компонент катализатора гидрирования представляет собой оксид одного или нескольких металлов, выбранных из группы, состоящей из Co, Ni, Fe, W, Mo, Cr, Bi, Sb, Zn, Cd, Cu, In и редкоземельного металла. Неорганический оксид носитель предпочтительно представляет собой оксид алюминия.The hydrotreating catalyst should be able to promote the saturation of olefins by hydrogenation and at the same time promote hydrodesulfurization (desulfurization), de-nitration and deoxidation. The hydrotreating catalyst contains 5-49 wt.% The active component of the hydrogenation catalyst, 0.1-1.0 wt.% Of halogen and 50.0-94.9 wt.% Of the inorganic carrier oxide. The active component of the hydrogenation catalyst is an oxide of one or more metals selected from the group consisting of Co, Ni, Fe, W, Mo, Cr, Bi, Sb, Zn, Cd, Cu, In and a rare earth metal. The inorganic oxide of the carrier is preferably alumina.

Стадия (2) способа согласно изобретению включает в себя каталитический риформинг нефтяного экстракта, содержащего ароматические углеводороды и циклоалканы. Давление при осуществлении реакции каталитического риформинга предпочтительно составляет 0,2-2,0 МПа. Температура предпочтительно составляет 350-520°C, более предпочтительно 400-520°C. Объемная (волюмометрическая) скорость подачи нафты предпочтительно составляет 1,0-30 час^-1, более предпочтительно 2,0-25,0 час^-1.Stage (2) of the method according to the invention includes catalytic reforming of an oil extract containing aromatic hydrocarbons and cycloalkanes. The pressure during the catalytic reforming reaction is preferably 0.2-2.0 MPa. The temperature is preferably 350-520 ° C, more preferably 400-520 ° C. The volumetric (volumetric) naphtha feed rate is preferably 1.0-30 hour ^-1 , more preferably 2.0-25.0 hour ^-1 .

Молярное отношение водород/углеводороды в реакции каталитического риформинга на стадии (2) предпочтительно составляет 1-8:1.The hydrogen / hydrocarbon molar ratio in the catalytic reforming reaction in step (2) is preferably 1-8: 1.

Каталитический риформинг согласно настоящему изобретению можно применять в виде непрерывной технологии риформинга (с подвижным слоем), технологии риформинга с периодической регенерацией катализатора (с неподвижным слоем) или технологии риформинга с циклической регенерацией катализатора.The catalytic reforming according to the present invention can be applied in the form of continuous reforming technology (with a moving bed), reforming technology with periodic catalyst regeneration (fixed bed) or reforming technology with cyclic catalyst regeneration.

Катализатор, применяемый для каталитического риформинга на стадии (2) способа согласно настоящему изобретению, содержит 0,01-5,0 масс.% металла VIII группы, 0,01-5,0 масс.% галогена и 90,0-99,97 масс.% неорганического оксида-носителя.The catalyst used for catalytic reforming in stage (2) of the method according to the present invention contains 0.01-5.0 wt.% Metal of group VIII, 0.01-5.0 wt.% Halogen and 90.0-99.97 wt.% inorganic oxide of the carrier.

Если для осуществления реакции риформинга применяется непрерывный риформинг с движущимся слоем, то катализатор предпочтительно содержит 0,01-3,0 масс.% металла VIII группы, 0,01-5,0 масс.% галогена, 0,01-5,0 масс.% Sn и 87,0-99,97 масс.% неорганического оксида-носителя. Если для осуществления реакции риформинга применяется риформинг с неподвижным слоем и периодической регенерацией катализатора, то катализатор предпочтительно содержит 0,01-3,0 масс.% металла VIII группы, 0,01-5,0 масс.% галогена, 0,01-5,0 масс.% Re и 87,0-99,97 масс.% неорганического оксида-носителя. Sn или Re служит в качестве второго металлического компонента.If continuous reforming with a moving bed is used to carry out the reforming reaction, the catalyst preferably contains 0.01-3.0 wt.% Group VIII metal, 0.01-5.0 wt.% Halogen, 0.01-5.0 wt. Wt.% Sn and 87.0-99.97 wt.% Inorganic oxide of the carrier. If reforming with a fixed bed and periodic regeneration of the catalyst is used to carry out the reforming reaction, the catalyst preferably contains 0.01-3.0 wt.% Group VIII metal, 0.01-5.0 wt.% Halogen, 0.01-5 , 0 wt.% Re and 87.0-99.97 wt.% Inorganic oxide of the carrier. Sn or Re serves as the second metal component.

Катализатор для описанного выше непрерывного риформинга или риформинга с периодической регенерацией катализатора также может включать в себя один или несколько третьих металлических компонентов, выбранных из группы, состоящей из щелочного металла, щелочноземельного металла, редкоземельного элемента, In, Co, Ni, Fe, W, Mo, Cr, Bi, Sb, Zn, Cd и Cu.The catalyst for the above continuous reforming or reforming with periodic regeneration of the catalyst may also include one or more third metal components selected from the group consisting of alkali metal, alkaline earth metal, rare earth element, In, Co, Ni, Fe, W, Mo , Cr, Bi, Sb, Zn, Cd and Cu.

Металл VIII группы в упомянутом выше катализаторе предпочтительно представляет собой платину. Неорганический оксид-носитель предпочтительно представляет собой оксид алюминия.Group VIII metal in the aforementioned catalyst is preferably platinum. The inorganic carrier oxide is preferably alumina.

Катализатор для риформинга получают общеизвестным способом. Прежде всего получают носитель определенной формы, который может быть в форме шариков или полосок. Затем методом погружения вводят в состав носителя металлический компонент и галоген. Если катализатор содержит второй и/или третий металлический компонент, предпочтительно сначала в носитель вводят второй и/или третий металлический компонент с последующим введением металла VIII группы и галогена. После введения металлического компонента носитель сушат и обжигают при температуре 450-650°C, получая при этом катализатор риформинга в окисленном состоянии. Катализатор риформинга в окисленном состоянии необходимо подвергать восстановлению при температуре 315-650°C в атмосфере водорода, чтобы получить катализатор риформинга в восстановленном состоянии. В отношении катализатора риформинга на основе платины-рения требуется дополнительная обработка путем предсульфуризации.The reforming catalyst is prepared in a generally known manner. First of all, a carrier of a certain shape is obtained, which may be in the form of balls or stripes. Then, a metal component and a halogen are introduced into the carrier by immersion. If the catalyst contains a second and / or third metal component, it is preferable to first introduce a second and / or third metal component into the carrier, followed by the introduction of a Group VIII metal and halogen. After the introduction of the metal component, the carrier is dried and calcined at a temperature of 450-650 ° C, thereby obtaining a reforming catalyst in an oxidized state. The oxidized state reforming catalyst must be reduced at a temperature of 315-650 ° C. in a hydrogen atmosphere to obtain a reduced reforming catalyst. With respect to the platinum-rhenium-based reforming catalyst, further processing by presulfurization is required.

Стадия (3) способа согласно настоящему изобретению включает в себя крекинг очищенной нефти. Реакцию крекинга осуществляют в следующих условиях: давление 0,05-0,30 МПа, время пребывания реагента 0,01-0,6 с, весовое отношение вода/нефть 0,3-1,0, температура на выходе из печи крекинг-установки 760-900°C.Stage (3) of the method according to the present invention includes cracking the refined oil. The cracking reaction is carried out under the following conditions: pressure 0.05-0.30 MPa, residence time of the reagent 0.01-0.6 s, weight ratio water / oil 0.3-1.0, temperature at the outlet of the furnace cracking unit 760-900 ° C.

Нафта согласно настоящему изобретению представляет собой смесь углеводородов с начальной точкой кипения 40-80°C, определяемой согласно стандарту ASTM D-86, и конечной температурой разгонки 160-220°C.Naphtha according to the present invention is a mixture of hydrocarbons with an initial boiling point of 40-80 ° C, determined according to ASTM D-86, and a final boiling point of 160-220 ° C.

Нафта выбрана из группы, состоящей из прямогонной нафты, нафты гидрокрекинговой очистки, нафты коксования, нафты, полученной каталитическим крекингом, или промыслового конденсата.Naphtha is selected from the group consisting of straight-run naphtha, hydrocracking naphtha, coking naphtha, catalytic cracked naphtha, or field condensate.

Нафта содержит 30-85 масс.% алканов, 10-50 масс.% циклоалканов и 5-30 масс.% ароматических углеводородов. Содержание C₆-C₈-циклоалканов в нафте составляет 12-20 масс.%.Naphtha contains 30-85 wt.% Alkanes, 10-50 wt.% Cycloalkanes and 5-30 wt.% Aromatic hydrocarbons. The content of C ₆ -C ₈ cycloalkanes in naphtha is 12-20 wt.%.

Настоящее изобретение дополнительно будет проиллюстрировано со ссылкой на чертежи.The present invention will be further illustrated with reference to the drawings.

На фигуре 1 нафта из трубопровода 1 смешивается с дополнительным водородом из трубопровода 2 и затем вместе с возвращаемым в оборот водородом из трубопровода 9 подается в реактор гидроочистки 3. Продукт гидроочистки через трубопровод 4 подают в сепарационную емкость 5 для отделения газа от жидкости. Газ с высоким содержанием водорода, выделяемый из верхней части сепарационной емкости 5 для отделения газа от жидкости, подают через трубопровод 6 в циркуляционный компрессор 8, а вытекающий поток из нижней части сепарационной емкости 5 для отделения газа от жидкости подают через трубопровод 7 в ректификационную колонну 10. После ректификации сжиженный газ отводится через трубопровод 11 в верхней части ректификационной колонны 10, а очищенная нафта отводится из нижней части ректификационной колонны 10 и подается через трубопровод 12 в зону экстракционного разделения 13. Зона экстракционного разделения 13 может представлять собой установку для экстракции жидкости жидкостью или установку для экстрактивной перегонки. При экстракционном разделении алканы отделяются от ароматических углеводородов, в то же время часть циклоалканов при разделении переходит в компонент, обогащенный алканами, а другая часть переходит в компонент, обогащенный ароматическими углеводородами. После экстракционного разделения компонент с высоким содержанием алканов, также содержащий циклоалканы, подают через трубопровод 14 в водяной скруббер 16 (в случае экстрактивной перегонки компонент можно подавать непосредственно в зону парового крекинга 22 без мокрой очистки). После мокрой очистки компонент подают через трубопровод 17 в зону парового крекинга 22 для осуществления парового крекинга. Смесь, содержащая растворитель для экстракции и воду, отводимую из нижней части водяного скруббера 16, отводится через трубопровод 18, при этом смесь может возвращаться в зону экстракционного разделения 13 для циклического применения. Обогащенный растворитель с высоким содержанием циклоалканов и ароматических углеводородов, отводимый из зоны экстракционного разделения 13, подают через трубопровод 15 в колонну регенерации растворителя 19 для выделения растворителя. Обедненный растворитель, полученный в нижней части колонны регенерации растворителя 19, отводится через трубопровод 21, при этом обедненный растворитель может возвращаться в зону экстракционного разделения 13 для циклического применения. Поток, содержащий ароматические углеводороды и циклоалканы, полученный в верхней части колонны регенерации растворителя 19, смешивается в трубопроводе 20 с водородом, возвращаемым в оборот через трубопровод 29 со стадии риформинга, и затем подается в реактор риформинга 23 для осуществления каталитического риформинга. Реакционный продукт риформинга подают через трубопровод 24 в сепарационную емкость 25 для риформата, чтобы отделить газ от жидкости. Газ с высоким содержанием водорода, выделяемый в верхней части емкости 25, возвращается в оборот по трубопроводу 26 через циркуляционный компрессор 28, а жидкий компонент, отводимый из нижней части, подают через трубопровод 27 в ректификационную колонну 30 для риформата. Сжиженный газ, полученный при ректификации, отводится через верхний трубопровод 31, а риформат отводится через нижний трубопровод 32 и подается в зону разделения ароматических углеводородов (не показана).In figure 1, naphtha from pipeline 1 is mixed with additional hydrogen from pipeline 2 and then, together with the hydrogen returned to circulation, is fed from pipeline 9 to a hydrotreatment reactor 3. The hydrotreatment product is fed through a pipeline 4 to a separation tank 5 to separate gas from the liquid. Gas with a high hydrogen content released from the upper part of the separation tank 5 for separating gas from the liquid is fed through a pipe 6 to a circulation compressor 8, and the effluent from the lower part of the separation tank 5 for separating gas from a liquid is fed through a pipe 7 to a distillation column 10 After rectification, liquefied gas is discharged through a pipe 11 in the upper part of the distillation column 10, and the purified naphtha is discharged from the lower part of the distillation column 10 and is supplied through the pipe 12 to the ex traction separation 13. The extraction separation zone 13 may be an apparatus for extracting liquid from a liquid or an apparatus for extractive distillation. During extraction separation, alkanes are separated from aromatic hydrocarbons, at the same time, part of cycloalkanes during separation passes into a component enriched in alkanes, and the other part goes into a component enriched in aromatic hydrocarbons. After extraction separation, a component with a high alkane content, also containing cycloalkanes, is fed through a pipe 14 to a water scrubber 16 (in the case of extractive distillation, the component can be fed directly to the steam cracking zone 22 without wet cleaning). After wet cleaning, the component is fed through line 17 to the steam cracking zone 22 to effect steam cracking. A mixture containing an extraction solvent and water discharged from the bottom of the water scrubber 16 is discharged through a conduit 18, whereby the mixture can be returned to the extraction separation zone 13 for cyclic use. An enriched solvent with a high content of cycloalkanes and aromatic hydrocarbons discharged from the extraction separation zone 13 is fed through a pipe 15 to the solvent regeneration column 19 to separate the solvent. The depleted solvent obtained at the bottom of the solvent recovery column 19 is discharged through a conduit 21, while the depleted solvent can be returned to the extraction separation zone 13 for cyclic use. A stream containing aromatic hydrocarbons and cycloalkanes obtained in the upper part of the solvent regeneration column 19 is mixed in the pipe 20 with hydrogen, which is recycled through the pipe 29 from the reforming stage, and then fed to the reforming reactor 23 for catalytic reforming. The reforming reaction product is fed through a conduit 24 to a reformate separation vessel 25 to separate the gas from the liquid. Gas with a high hydrogen content, emitted in the upper part of the tank 25, is returned to circulation through the pipeline 26 through the circulation compressor 28, and the liquid component discharged from the lower part is fed through the pipe 27 to the distillation column 30 for reformate. The liquefied gas obtained by distillation is discharged through the upper pipe 31, and the reformate is discharged through the lower pipe 32 and fed to the separation zone of aromatic hydrocarbons (not shown).

На фигуре 2 приведена схема проведения сначала экстракционного разделения и гидроочистки нефтяного экстракта с последующим каталитическим риформингом. Нафту подают через трубопровод 1 в зону экстракционного разделения 13. Зона экстракционного разделения 13 может представлять собой установку для экстракции жидкости жидкостью или установку экстрактивной перегонки. Алканы отделяют от ароматических углеводородов экстракционным разделением, при этом часть циклоалканов при разделении переходит в компонент, обогащенный алканами, а другая часть переходит в компонент, обогащенный ароматическими углеводородами. После разделения компонент с высоким содержанием алканов, содержащий циклоалканы, подают через трубопровод 14 в водяной скруббер 16 (в случае экстрактивной перегонки компонент можно подавать непосредственно в зону парового крекинга 22 без мокрой очистки). После мокрой очистки компонент подают через трубопровод 17 в зону парового крекинга 22 для осуществления парового крекинга с получением этилена. Смесь, содержащая растворитель для экстракции и воду, отводимую из нижней части водяного скруббера, 16 отводится через трубопровод 18, при этом смесь может возвращаться в зону экстракционного разделения 13 для циклического применения. Обогащенный растворитель с высоким содержанием циклоалканов и ароматических углеводородов, отводимый из зоны экстракционного разделения 13, подают через трубопровод 15 в колонну регенерации растворителя 19 для выделения растворителя. Обедненный растворитель, полученный в нижней части колонны регенерации растворителя 19, отводится через трубопровод 21, при этом обедненный растворитель может возвращаться в зону экстракционного разделения 13 для циклического применения. Поток, содержащий ароматические углеводороды и циклоалканы (то есть нефтяной экстракт), полученный в верхней части колонны регенерации растворителя 19, смешивается в трубопроводе 20 с дополнительным водородом и затем подается в реактор гидроочистки 3 вместе с водородом, возвращаемым в оборот через трубопровод 9. Продукт гидроочистки подают через трубопровод 4 в сепарационную емкость 5 для отделения газа от жидкости. Газ с высоким содержанием водорода, выделяемый из верхней части сепарационной емкости 5 для отделения газа от жидкости, подают через трубопровод 6 в циркуляционный компрессор 8, а вытекающий поток из нижней части сепарационной емкости 5 для отделения газа от жидкости подают через трубопровод 7 в ректификационную колонну 10. После ректификации сжиженный газ отводится через трубопровод 11 в верхней части ректификационной колонны 10, а очищенный нефтяной экстракт отводится в нижней части ректификационной колонны 10 и после смешивания в трубопроводе 12 с водородом, возвращаемым в оборот со стадии риформинга через трубопровод 29, подается в реактор риформинга 23 для осуществления каталитического риформинга. Реакционный продукт риформинга подают через трубопровод 24 в сепарационную емкость 25 для риформата для отделения газа от жидкости. Газ с высоким содержанием водорода, выделяемый в верхней части емкости 25, возвращается в оборот по трубопроводу 26 через циркуляционный компрессор 28, а жидкий компонент, отводимый в нижней части емкости 25, подается через трубопровод 27 в ректификационную колонну 30 для риформата. Сжиженный газ, получаемый при ректификации, отводится из колонны 30 через верхний трубопровод 31, а риформат отводится через нижний трубопровод 32 и подается в зону разделения ароматических углеводородов (не показана).The figure 2 shows a diagram of the first extraction separation and hydrotreating of the oil extract, followed by catalytic reforming. Naphtha is fed through a pipe 1 to the extraction separation zone 13. The extraction separation zone 13 may be a liquid extraction liquid or an extractive distillation unit. Alkanes are separated from aromatic hydrocarbons by extraction separation, while part of the cycloalkanes, when separated, passes into a component enriched in alkanes, and the other part goes into a component enriched in aromatic hydrocarbons. After separation, the high alkane component containing cycloalkanes is fed through a pipe 14 to a water scrubber 16 (in the case of extractive distillation, the component can be fed directly to the steam cracking zone 22 without wet cleaning). After wet cleaning, the component is fed through line 17 to the steam cracking zone 22 to effect steam cracking to produce ethylene. A mixture containing an extraction solvent and water discharged from the bottom of the water scrubber 16 is discharged through a conduit 18, whereby the mixture can be returned to the extraction separation zone 13 for cyclic use. An enriched solvent with a high content of cycloalkanes and aromatic hydrocarbons discharged from the extraction separation zone 13 is fed through a pipe 15 to the solvent regeneration column 19 to separate the solvent. The depleted solvent obtained at the bottom of the solvent recovery column 19 is discharged through a conduit 21, while the depleted solvent can be returned to the extraction separation zone 13 for cyclic use. A stream containing aromatic hydrocarbons and cycloalkanes (i.e., petroleum extract) obtained at the top of the solvent recovery column 19 is mixed in line 20 with additional hydrogen and then fed to hydrotreatment reactor 3 together with hydrogen returned to circulation through line 9. Hydrotreatment product fed through a pipe 4 to a separation vessel 5 for separating gas from a liquid. Gas with a high hydrogen content released from the upper part of the separation tank 5 for separating gas from the liquid is fed through a pipe 6 to a circulation compressor 8, and the effluent from the lower part of the separation tank 5 for separating gas from a liquid is fed through a pipe 7 to a distillation column 10 After distillation, liquefied gas is discharged through a pipe 11 in the upper part of the distillation column 10, and the purified oil extract is discharged in the lower part of the distillation column 10 and after mixing in a pipe water 12 with hydrogen, returned to the circulation from the reforming stage through a pipe 29, is supplied to the reforming reactor 23 for catalytic reforming. The reforming reaction product is fed through a conduit 24 to a reformate separation vessel 25 to separate gas from a liquid. Gas with a high hydrogen content, emitted in the upper part of the tank 25, is returned to circulation through the pipe 26 through the circulation compressor 28, and the liquid component discharged in the lower part of the tank 25 is fed through the pipe 27 to the distillation column 30 for reformate. The liquefied gas obtained by distillation is discharged from the column 30 through the upper pipe 31, and the reformate is discharged through the lower pipe 32 and fed to the separation zone of aromatic hydrocarbons (not shown).

Ниже настоящее изобретение дополнительно будет проиллюстрировано с помощью примеров, в то же время настоящее изобретение не ограничивается этими примерами.Below, the present invention will be further illustrated by examples, while the present invention is not limited to these examples.

Пример 1Example 1

В данном примере показана гидроочистка нафты.This example shows the hydrotreating of naphtha.

В 20 мл реактор непрерывного действия в форме неподвижного слоя загружали 20 мл катализатора А для гидроочистки, который содержал 0,03 масс.% CoO, 2,0 масс.% NiO, 19,0 масс.% WO₃, 0,7 масс.% F и 78,27 масс.% Al₂O₃.In 20 ml of a continuous reactor in the form of a fixed bed was loaded with 20 ml of catalyst A for hydrotreatment, which contained 0.03 wt.% CoO, 2.0 wt.% NiO, 19.0 wt.% WO ₃ , 0.7 wt. % F and 78.27 wt.% Al ₂ O ₃ .

Нафту с составом и свойствами, описанными в таблице 1, подавали в реактор, загруженный описанным выше катализатором A для гидроочистки, со следующими условиями: температура 290°C, парциальное давление водорода 1,6 МПа, объемное отношение водород/углеводороды 200:1 и объемная (волюмометрическая) скорость подачи 8,0 час^-1. Реакционный продукт подавали в теплообменник водяного охлаждения и разделяли на газовую фазу и жидкую фазу, при этом две фазы оценивали по отдельности и проводили анализ их составов. Состав и свойства очищенной нафты приведены в таблице 2.Naphtha with the composition and properties described in table 1 was fed to a reactor loaded with the hydrotreating catalyst A described above, with the following conditions: temperature 290 ° C, partial pressure of hydrogen 1.6 MPa, volumetric ratio of hydrogen / hydrocarbons 200: 1 and volumetric (volumetric) feed rate 8.0 hour ^-1 . The reaction product was fed to a water-cooled heat exchanger and separated into a gas phase and a liquid phase, while the two phases were evaluated separately and their compositions were analyzed. The composition and properties of purified naphtha are shown in table 2.

Из результатов, приведенных в таблице 2, можно видеть, что все содержания олефинов, серы, азота, мышьяка и свинца в гидроочищенной нафте удовлетворяли требованиям к сырью для каталитического риформинга.From the results shown in table 2, it can be seen that all the contents of olefins, sulfur, nitrogen, arsenic and lead in hydrotreated naphtha met the requirements for raw materials for catalytic reforming.

Пример 2Example 2

Экстракционное разделение очищенной нафты проводили по способу согласно изобретению.The extraction separation of purified naphtha was carried out according to the method according to the invention.

Применяя способ экстракционного разделения жидкости жидкостью, в котором в качестве растворителя применяли сульфолан, нафту, описанную в таблице 2, подвергали контактированию с сульфоланом в экстракционной колонне для экстракции жидкости жидкостью при скорости потока 100 кг/час. Весовое отношение растворитель/сырье составляло 5. Давление в верхней части экстракционной колонны для экстракции жидкости жидкостью составляло 1,2 МПа. Флегмовое число составляло 0,25. Температура верхней части экстракционной колонны для экстракции жидкости жидкостью составляла 140°C. Обогащенный растворитель с высоким содержанием циклоалканов и ароматических углеводородов получали в нижней части экстракционной колонны для экстракции жидкости жидкостью, а раствор рафината с высоким содержанием алканов, также содержащий циклоалканы, получали в верхней части колонны. Обогащенный растворитель с высоким содержанием циклоалканов и ароматических углеводородов отделяли от сульфолана перегонкой, получая при этом нефтяной экстракт с высоким содержанием циклоалканов и ароматических углеводородов. Следовое количество растворителя удаляли из раствора рафината с помощью мокрой очистки, получая при этом очищенную нефть с высоким содержанием алканов, также содержащую циклоалканы. Скорости потоков на выходе и составы нефтяного экстракта и очищенной нефти, а также коэффициенты распределения различных углеводородов между нефтяным экстрактом и очищенной нефтью приведены в таблице 3.Using an extraction method for liquid separation of a liquid in which sulfolane was used as a solvent, the naphtha described in Table 2 was contacted with sulfolane in an extraction column for liquid extraction with liquid at a flow rate of 100 kg / h. The weight ratio of solvent / feed was 5. The pressure at the top of the extraction column for liquid extraction by liquid was 1.2 MPa. The reflux ratio was 0.25. The temperature of the top of the extraction column for liquid extraction with liquid was 140 ° C. An enriched solvent with a high content of cycloalkanes and aromatic hydrocarbons was obtained in the lower part of the extraction column for liquid extraction with liquid, and a solution of a high alkane raffinate, also containing cycloalkanes, was obtained in the upper part of the column. An enriched solvent with a high content of cycloalkanes and aromatic hydrocarbons was separated from sulfolane by distillation to obtain an oil extract with a high content of cycloalkanes and aromatic hydrocarbons. A trace amount of solvent was removed from the raffinate solution by wet purification, thereby obtaining refined oil with a high alkane content, also containing cycloalkanes. The flow rates at the outlet and the compositions of the oil extract and refined oil, as well as the distribution coefficients of various hydrocarbons between the oil extract and refined oil are shown in table 3.

Пример 3Example 3

Применяя способ экстракционного разделения жидкости жидкостью, в котором в качестве растворителя применяли пентагликоль, нафту, описанную в таблице 2, подвергали контактированию с пентагликолем в экстракционной колонне для экстракции жидкости жидкостью при скорости потока 100 кг/час. Весовое отношение растворитель/сырье составляло 7. Давление в верхней части экстракционной колонны для экстракции жидкости жидкостью составляло 0,8 МПа. Флегмовое число составляло 0,2. Температура верхней части экстракционной колонны для экстракции жидкости жидкостью составляла 150°C. Обогащенный растворитель с высоким содержанием циклоалканов и ароматических углеводородов получали в нижней части экстракционной колонны для экстракции жидкости жидкостью, а раствор рафината в растворителе с высоким содержанием алканов, также содержащий циклоалканы, получали в верхней части колонны. Обогащенный растворитель с высоким содержанием циклоалканов и ароматических углеводородов отделяли от пентагликоля перегонкой, получая при этом нефтяной экстракт с высоким содержанием циклоалканов и ароматических углеводородов. Следовое количество растворителя удаляли из раствора рафината с помощью мокрой очистки, получая при этом очищенную нефть с высоким содержанием алканов, также содержащую циклоалканы. Скорости потоков на выходе и составы нефтяного экстракта и очищенной нефти, а также коэффициенты распределения различных углеводородов между нефтяным экстрактом и очищенной нефтью приведены в таблице 3.Using the method of extraction liquid-liquid separation in which pentaglycol was used as a solvent, the naphtha described in Table 2 was contacted with pentaglycol in an extraction column for liquid-liquid extraction at a flow rate of 100 kg / h. The weight ratio of solvent / feed was 7. The pressure at the top of the extraction column for liquid extraction by liquid was 0.8 MPa. The reflux ratio was 0.2. The temperature of the top of the extraction column for liquid extraction with liquid was 150 ° C. An enriched solvent with a high content of cycloalkanes and aromatic hydrocarbons was obtained at the bottom of the extraction column for liquid extraction with liquid, and a raffinate solution in a solvent with a high alkane content, also containing cycloalkanes, was obtained at the top of the column. An enriched solvent with a high content of cycloalkanes and aromatic hydrocarbons was separated from pentaglycol by distillation to obtain an oil extract with a high content of cycloalkanes and aromatic hydrocarbons. A trace amount of solvent was removed from the raffinate solution by wet purification, thereby obtaining refined oil with a high alkane content, also containing cycloalkanes. The flow rates at the outlet and the compositions of the oil extract and refined oil, as well as the distribution coefficients of various hydrocarbons between the oil extract and refined oil are shown in table 3.

Пример 4Example 4

С применением способа разделения экстрактивной перегонкой, в котором в качестве растворителя применяли смесь из 50 масс.% сульфолана, 49,8 масс.% дифенилметана и 0,2 масс.% воды, нафту, описанную в таблице 2, подвергали контактированию со смешанным растворителем в колонне экстрактивной перегонки при скорости потока 100 кг/час для разделения экстрактивной перегонкой. Весовое отношение растворитель/сырье составляло 3,5. Давление в верхней части колонны экстрактивной перегонки составляло 0,15 МПа. Флегмовое число составляло 0,25. Температура в верхней части колонны экстрактивной перегонки составляла 100°C. Обогащенный растворитель с высоким содержанием циклоалканов и ароматических углеводородов получали в нижней части колонны экстрактивной перегонки, а очищенную нефть с высоким содержанием алканов, также содержащую циклоалканы, получали в верхней части колонны. Обогащенный растворитель с высоким содержанием циклоалканов и ароматических углеводородов отделяли от смешанного растворителя перегонкой, получая при этом нефтяной экстракт с высоким содержанием циклоалканов и ароматических углеводородов. Скорости потоков на выходе и составы нефтяного экстракта и очищенной нефти, а также коэффициенты распределения различных углеводородов между нефтяным экстрактом и очищенной нефтью приведены в таблице 3.Using an extractive distillation separation method in which a mixture of 50 wt.% Sulfolane, 49.8 wt.% Diphenylmethane and 0.2 wt.% Water was used as solvent, the naphtha described in Table 2 was contacted with a mixed solvent in extractive distillation column at a flow rate of 100 kg / hr for separation by extractive distillation. The weight ratio of solvent / feed was 3.5. The pressure at the top of the extractive distillation column was 0.15 MPa. The reflux ratio was 0.25. The temperature at the top of the extractive distillation column was 100 ° C. An enriched solvent with a high content of cycloalkanes and aromatic hydrocarbons was obtained at the bottom of the extractive distillation column, and refined oil with a high content of alkanes also containing cycloalkanes was obtained at the top of the column. An enriched solvent with a high content of cycloalkanes and aromatic hydrocarbons was separated from the mixed solvent by distillation to obtain an oil extract with a high content of cycloalkanes and aromatic hydrocarbons. The flow rates at the outlet and the compositions of the oil extract and refined oil, as well as the distribution coefficients of various hydrocarbons between the oil extract and refined oil are shown in table 3.

Пример для сравнения 1Example for comparison 1

Экстракционное разделение жидкость-жидкость проводили согласно способу, описанному в примере 3 публикации CN1277907C (с применением сульфолана в качестве растворителя), чтобы разделить нафту, описанную в таблице 2, при скорости потока 100 кг/час на ароматические углеводороды и алканы. Получали очищенную нефть с высоким содержанием алканов и нефтяной экстракт с высоким содержанием ароматических углеводородов. Скорости потоков на выходе и составы нефтяного экстракта и очищенной нефти, а также коэффициенты распределения различных углеводородов между нефтяным экстрактом и очищенной нефтью приведены в таблице 3.Liquid-liquid extraction was carried out according to the method described in example 3 of publication CN1277907C (using sulfolane as a solvent) to separate the naphtha described in table 2 at a flow rate of 100 kg / h into aromatic hydrocarbons and alkanes. Received refined oil with a high content of alkanes and oil extract with a high content of aromatic hydrocarbons. The flow rates at the outlet and the compositions of the oil extract and refined oil, as well as the distribution coefficients of various hydrocarbons between the oil extract and refined oil are shown in table 3.

Из таблицы 3 можно видеть, что в примере для сравнения 1 после выделения ароматических углеводородов очищенная нефть содержала в основном алканы, и нефтяной экстракт содержал в основном циклоалканы и ароматические углеводороды. 3,62 масс.% циклоалканов нафты распределялось в очищенной нефти, и 96,16 масс.% циклоалканов распределялось в нефтяном экстракте. 3,01 масс.% С₆-С₈-циклоалканов нафты распределялось в очищенной нефти, и 96,99 масс.% С₆-С₈-циклоалканов нафты распределялось в нефтяном экстракте. 5,02 масс.% C₉ ⁺-циклоалканов нафты распределялось в очищенной нефти, и 94,98 масс.% C₉ ⁺-циклоалканов нафты распределялось в нефтяном экстракте. 9,59 масс.% ароматических углеводородов нафты распределялось в очищенной нефти, и 90,25 масс.% ароматических углеводородов нафты распределялось в нефтяном экстракте.From table 3 it can be seen that in Comparative Example 1, after the separation of aromatic hydrocarbons, the refined oil contained mainly alkanes, and the oil extract contained mainly cycloalkanes and aromatic hydrocarbons. 3.62 wt.% Of naphtha cycloalkanes was distributed in the refined oil, and 96.16 wt.% Of cycloalkanes was distributed in the oil extract. 3.01 wt.% Of C ₆ -C ₈ -cycloalkanes of naphtha was distributed in the refined oil, and 96.99 wt.% Of C ₆ -C ₈ -cycloalkanes of naphtha was distributed in the oil extract. 5.02 wt.% Of C ₉ ⁺ -cycloalkanes of naphtha was distributed in the refined oil, and 94.98 wt.% Of C ₉ ⁺ -cycloalkanes of naphtha was distributed in the oil extract. 9.59 wt.% Of naphtha aromatic hydrocarbons were distributed in the refined oil, and 90.25 wt.% Of naphtha aromatic hydrocarbons were distributed in the oil extract.

В примере 2 способа согласно изобретению применяли экстракцию жидкости жидкостью. 33,77 масс.% циклоалканов нафты распределялось в очищенной нефти, и 66,23 масс.% циклоалканов нафты распределялось в нефтяном экстракте. 28,10 масс.% C₆-C₈-циклоалканов нафты распределялось в очищенной нефти, и 71,90 масс.% C₆-C₈-циклоалканов нафты распределялось в нефтяном экстракте. 46,83 масс.% C₉ ⁺-циклоалканов нафты распределялось в очищенной нефти, и 53,17 масс.% C₉ ⁺-циклоалканов нафты распределялось в нефтяном экстракте. 0,49 масс.% ароматических углеводородов нафты распределялось в очищенной нефти, и 99,51 масс.% ароматических углеводородов нафты распределялось в нефтяном экстракте.In Example 2 of the method according to the invention, liquid extraction by liquid was used. 33.77 wt.% Of naphtha cycloalkanes was distributed in the refined oil, and 66.23 wt.% Of naphtha cycloalkanes was distributed in the oil extract. 28.10 wt.% C ₆ -C ₈ -cycloalkanes of naphtha was distributed in the refined oil, and 71.90 wt.% C ₆ -C ₈ -cycloalkanes of naphtha was distributed in the oil extract. 46.83 wt.% Of C ₉ ⁺ -cycloalkanes of naphtha was distributed in the refined oil, and 53.17 wt.% Of C ₉ ⁺ -cycloalkanes of naphtha was distributed in the oil extract. 0.49 wt.% Of naphtha aromatic hydrocarbons was distributed in the refined oil, and 99.51 wt.% Of naphtha aromatic hydrocarbons was distributed in the oil extract.

В примере 3 применяли экстракцию жидкости жидкостью. 10,64 масс.% циклоалканов нафты распределялось в очищенной нефти, и 89,36 масс.% циклоалканов нафты распределялось в нефтяном экстракте. 6,33 масс.% C₆-C₈-циклоалканов нафты распределялось в очищенной нефти, и 93,67 масс.% C₆-C₈-циклоалканов нафты распределялось в нефтяном экстракте. 40 масс.% C₉ ⁺-циклоалканов нафты распределялось в очищенной нефти, и 60 масс.% C₉ ⁺-циклоалканов нафты распределялось в нефтяном экстракте. 1,71 масс.% ароматических углеводородов нафты распределялось в очищенной нефти, и 98,29 масс.% ароматических углеводородов нафты распределялось в нефтяном экстракте.In Example 3, liquid extraction by liquid was used. 10.64 wt.% Of naphtha cycloalkanes was distributed in the refined oil, and 89.36 wt.% Of naphtha cycloalkanes was distributed in the oil extract. 6.33 wt.% Of C ₆ -C ₈ -cycloalkanes of naphtha was distributed in the refined oil, and 93.67 wt.% Of C ₆ -C ₈ -cycloalkanes of naphtha was distributed in the oil extract. 40 wt.% Of C ₉ ⁺ -cycloalkanes of naphtha was distributed in the refined oil, and 60 wt.% Of C ₉ ⁺ -cycloalkanes of naphtha was distributed in the oil extract. 1.71 wt.% Of naphtha aromatic hydrocarbons were distributed in the refined oil, and 98.29 wt.% Of naphtha aromatic hydrocarbons were distributed in the oil extract.

В примере 4 применяли экстрактивную перегонку. 10 масс.% циклоалканов нафты распределялось в очищенной нефти, и 90 масс.% циклоалканов нафты распределялось в нефтяном экстракте. 19 масс.% C₆-C₈-циклоалканов нафты распределялось в очищенной нефти, и 81 масс.% C₆-C₈-циклоалканов нафты распределялось в нефтяном экстракте. 1,00 масс.% C₉ ⁺-циклоалканов нафты распределялся в очищенной нефти, и 99,00 масс.% C₉ ⁺-циклоалканов нафты распределялось в нефтяном экстракте. 0,8 масс.% ароматических углеводородов нафты распределялось в очищенной нефти, и 99,2 масс.% ароматических углеводородов нафты распределялось в нефтяном экстракте.In Example 4, extractive distillation was used. 10 wt.% Of naphtha cycloalkanes was distributed in the refined oil, and 90 wt.% Of naphtha cycloalkanes was distributed in the oil extract. 19 wt.% Of C ₆ -C ₈ -cycloalkanes of naphtha was distributed in the refined oil, and 81 wt.% Of C ₆ -C ₈ -cycloalkanes of naphtha was distributed in the oil extract. 1.00 wt.% Of C ₉ ⁺ -cycloalkanes of naphtha was distributed in the refined oil, and 99.00 wt.% Of C ₉ ⁺ -cycloalkanes of naphtha was distributed in the oil extract. 0.8 wt.% Of naphtha aromatic hydrocarbons was distributed in the refined oil, and 99.2 wt.% Of naphtha aromatic hydrocarbons was distributed in the oil extract.

Пример 5Example 5

Данный пример иллюстрирует влияние полученной при экстракционном разделении по способу согласно настоящему изобретению очищенной нефти с высоким содержанием алканов, также содержащей циклоалканы, на проведение парового крекинга.This example illustrates the effect obtained by extraction separation according to the method according to the present invention of refined oil with a high alkane content, also containing cycloalkanes, on the conduct of steam cracking.

100 кг нафты, описанной в таблице 2, обрабатывали с помощью экстракционного разделения согласно способу по примеру 2, и полученную при этом очищенную нефть применяли в качестве сырья для парового крекинга. Паровой крекинг проводили в следующих реакционных условиях: давление на выходе из печи крекинг-установки 0,185 МПа, время пребывания 0,20 с, весовое отношение вода/нефть 0,55 и температура на выходе из печи крекинг-установки 840°C. Выход и состав легких олефинов приведены в таблице 4.100 kg of naphtha described in table 2, was processed using extraction separation according to the method of example 2, and the resulting refined oil was used as raw material for steam cracking. Steam cracking was carried out under the following reaction conditions: pressure at the outlet of the furnace of the cracking unit 0.185 MPa, residence time 0.20 s, weight ratio water / oil 0.55 and the temperature at the outlet of the furnace of the cracking unit 840 ° C. The yield and composition of light olefins are shown in table 4.

Пример для сравнения 2Example for comparison 2

Для 100 кг нафты, описанной в таблице 2, проводили экстракцию ароматических углеводородов согласно способу по примеру для сравнения 1 и полученную очищенную нефть применяли в качестве сырья для парового крекинга. Паровой крекинг проводили в следующих реакционных условиях: давление на выходе из печи крекинг-установки 0,185 МПа, время пребывания 0,20 с, весовое отношение вода/нефть 0,55 и температура на выходе из печи крекинг-установки 840°C. Выходы легких олефинов приведены в таблице 4.For 100 kg of naphtha described in table 2, the extraction of aromatic hydrocarbons was carried out according to the method of example for comparison 1 and the obtained purified oil was used as raw material for steam cracking. Steam cracking was carried out under the following reaction conditions: pressure at the outlet of the furnace of the cracking unit 0.185 MPa, residence time 0.20 s, weight ratio water / oil 0.55 and the temperature at the outlet of the furnace of the cracking unit 840 ° C. The yields of light olefins are shown in table 4.

Из таблицы 4 можно видеть, что по сравнению с примером для сравнения 2 в примере 5 проведение парового крекинга очищенной нефти, полученной после экстракционного разделения по способу согласно изобретению, приводило к выходу триенов 62,52 масс.%, при этом выход триенов увеличивался на 3,78%, выход пропилена увеличивался на 10,67%, и выход бутадиена увеличивался на 16,64%. Было показано, что применение очищенной нефти, полученной после экстракционного разделения согласно настоящему изобретению, в качестве сырья для парового крекинга способствовало повышенному производству пропилена и бутадиена.From table 4 it can be seen that, compared with comparative example 2 in example 5, steam cracking of the refined oil obtained after extraction separation by the method according to the invention led to the release of trienes 62.52 wt.%, While the yield of trienes increased by 3 78%, the propylene yield increased by 10.67%, and the butadiene yield increased by 16.64%. It was shown that the use of refined oil obtained after extraction separation according to the present invention as a raw material for steam cracking contributed to increased production of propylene and butadiene.

Пример 6Example 6

Данный пример иллюстрирует эффект, получаемый от применения способа производства олефинов и ароматических углеводородов из нафты согласно настоящему изобретению.This example illustrates the effect obtained from the application of the method for the production of olefins and aromatic hydrocarbons from naphtha according to the present invention.

Проводили экстракционное разделение 100 кг нафты, описанной в таблице 2, согласно способу по примеру 2, и полученную очищенную нефть применяли в качестве сырья для парового крекинга. Паровой крекинг проводили в следующих реакционных условиях: давление на выходе из печи крекинг-установки 0,185 МПа, время пребывания 0,20 с, весовое отношение вода/нефть 0,55, и температура на выходе из печи крекинг-установки 840°C. Выход и состав легких олефинов приведены в таблице 5.The extraction separation of 100 kg of naphtha described in table 2 was carried out according to the method of example 2, and the obtained refined oil was used as raw material for steam cracking. Steam cracking was carried out under the following reaction conditions: pressure at the outlet of the furnace of the cracking unit 0.185 MPa, residence time 0.20 s, weight ratio water / oil 0.55, and the temperature at the outlet of the furnace of the cracking unit 840 ° C. The yield and composition of light olefins are shown in table 5.

Полученный нефтяной экстракт применяли в качестве сырья для каталитического риформинга и применяли катализатор B PtSn/y-Al₂O₃, содержащий 0,35 масс.% Pt, 0,30 масс.% Sn, 1,0 масс.% Cl и y-Al₂O₃ до баланса (до 100%). В 100 мл реактор непрерывного действия загружали 50 мл катализатора B в форме неподвижного слоя. Реакцию каталитического риформинга проводили в следующих условиях: температура реагентов на входе 514°C, давление при проведении реакции 0,34 МПа, молярное отношение водород/углеводород 2,5, и объемная (волюмометрическая) скорость подачи 2,0 час^-1. RON (октановое число) C₅ ⁺-риформата составляло 102. C₅ ⁺-риформат получали после ректификации реакционного продукта риформинга. Выход ароматических углеводородов приведен в таблице 5.The obtained oil extract was used as a feedstock for catalytic reforming, and B PtSn / y-Al ₂ O ₃ catalyst was used, containing 0.35 wt.% Pt, 0.30 wt.% Sn, 1.0 wt.% Cl and y- Al ₂ O ₃ to balance (up to 100%). In a 100 ml continuous reactor, 50 ml of fixed bed catalyst B was charged. The catalytic reforming reaction was carried out under the following conditions: inlet temperature of the reactants 514 ° C, pressure during the reaction 0.34 MPa, molar ratio hydrogen / hydrocarbon 2.5, and volumetric (volumetric) feed rate 2.0 hour ^-1 . The RON (octane number) of the C ₅ ⁺ reformate was 102. The C ₅ ⁺ reformate was obtained after rectification of the reforming reaction product. The yield of aromatic hydrocarbons is shown in table 5.

Пример 7Example 7

Осуществляли способ по примеру 6 с получением олефинов и ароматических углеводородов из нафты, за исключением того, что полученную очищенную нефть и нефтяной экстракт получали согласно способу по примеру 3. Выход легких олефинов, получаемых после крекинга, и выход ароматических углеводородов, получаемых после риформинга, приведены в таблице 5.The method of example 6 was carried out to produce olefins and aromatic hydrocarbons from naphtha, except that the obtained refined oil and oil extract were obtained according to the method of example 3. The yield of light olefins obtained after cracking and the yield of aromatic hydrocarbons obtained after reforming are given in table 5.

Пример 8Example 8

Осуществляли способ по примеру 6 с получением олефинов и ароматических углеводородов из нафты, за исключением того, что полученные очищенную нефть и нефтяной экстракт получали согласно способу по примеру 4. Выход легких олефинов, получаемых после крекинга, и выход ароматических углеводородов, получаемых после риформинга, приведены в таблице 5.The method of example 6 was carried out to produce olefins and aromatic hydrocarbons from naphtha, except that the obtained refined oil and oil extract were obtained according to the method of example 4. The yield of light olefins obtained after cracking and the yield of aromatic hydrocarbons obtained after reforming are given in table 5.

Пример для сравнения 3Example for comparison 3

100 кг нафты, описанной в таблице 2, делили на 78,7 кг и 21,3 кг, и для 78,7 кг нафты проводили экстракцию ароматических углеводородов согласно способу по примеру для сравнения 1. Полученную очищенную нефть применяли в качестве сырья для парового крекинга. Паровой крекинг проводили в следующих реакционных условиях: давление на выходе из печи крекинг-установки 0,185 МПа, время пребывания 0,20 с, весовое отношение вода/нефть 0,55 и температура на выходе из печи крекинг-установки 840°C. Выходы легких олефинов приведены в таблице 5.100 kg of naphtha described in Table 2 were divided into 78.7 kg and 21.3 kg, and for 78.7 kg of naphtha, aromatic hydrocarbons were extracted according to the method of Comparative Example 1. The obtained refined oil was used as a raw material for steam cracking . Steam cracking was carried out under the following reaction conditions: pressure at the outlet of the furnace of the cracking unit 0.185 MPa, residence time 0.20 s, weight ratio water / oil 0.55 and the temperature at the outlet of the furnace of the cracking unit 840 ° C. The yields of light olefins are shown in table 5.

Нефтяной экстракт, полученный после описанной выше экстракции ароматических углеводородов, смешивали с 21,3 кг нафты, чтобы применять в качестве сырья для каталитического риформинга. В 100 мл реактор непрерывного действия загружали 50 мл катализатора B в форме неподвижного слоя. Реакцию каталитического риформинга проводили в следующих условиях: температура реагентов на входе 506°C, давление при проведении реакции 0,34 МПа, молярное отношение водород/углеводород 2,5 и объемная (волюмометрическая) скорость подачи 2,0 час^-1. RON (октановое число) C₅ ⁺-риформата составляло 102. C₅ ⁺-риформат получали после ректификации реакционного продукта риформинга. Выход ароматических углеводородов приведен в таблице 5.The oil extract obtained after the extraction of aromatic hydrocarbons described above was mixed with 21.3 kg of naphtha to be used as a feedstock for catalytic reforming. In a 100 ml continuous reactor, 50 ml of fixed bed catalyst B was charged. The catalytic reforming reaction was carried out under the following conditions: inlet temperature of the reactants was 506 ° C, the pressure during the reaction was 0.34 MPa, the hydrogen / hydrocarbon molar ratio was 2.5, and the volumetric (volumetric) feed rate was 2.0 h ^-1 . The RON (octane number) of the C ₅ ⁺ reformate was 102. The C ₅ ⁺ reformate was obtained after rectification of the reforming reaction product. The yield of aromatic hydrocarbons is shown in table 5.

Из таблицы 5 можно видеть, что по сравнению с примером для сравнения 3 пример 6 приводил по существу к тому же выходу C₈-ароматического углеводорода и к повышенному на 5,01% выходу триенов, при этом выход пропилена увеличивался на 11,85%, и выход бутадиена увеличивался на 17,45%; и в риформате содержание легких ароматических углеводородов (BTX) увеличивалось на 18,31%. По сравнению с примером для сравнения 3 пример 7 приводил к повышенному на 8,54% выходу C₈-ароматического углеводорода и повышенному на 2,04% выходу триенов в продукте крекинга, при этом выход пропилена увеличивался на 7,74%, и выход бутадиена увеличивался на 16,78%; и в риформате содержание легких ароматических углеводородов (BTX) увеличивалось на 29,22%. По сравнению с примером для сравнения 3 пример 8 приводил к повышенному на 2,45% выходу C₈-ароматического углеводорода и повышенному на 8,49% выходу триенов в продукте крекинга, при этом выход пропилена увеличивался на 4,78%, и выход бутадиена увеличивался на 8,05%; и в риформате содержание легких ароматических углеводородов (BTX) увеличивалось на 21,24%. По сравнению с примером 8 пример 6 согласно настоящему изобретению приводил к повышенному на 6,74% выходу пропилена и повышенному на 8,70% выходу бутадиена; и пример 7 согласно настоящему изобретению приводил к повышенному на 2,83% выходу пропилена и повышенному на 8,07% выходу бутадиена, при этом повышенные выходы пропилена и бутадиена в основном приписываются повышенному содержанию C₉ ⁺-циклоалканов в полученной очищенной нефти.From table 5 it can be seen that, compared with comparison example 3, example 6 led to essentially the same yield of C ₈ -aromatic hydrocarbon and to a 5.01% increase in the yield of trienes, while the yield of propylene increased by 11.85%, and the yield of butadiene increased by 17.45%; and in reformate, the content of light aromatic hydrocarbons (BTX) increased by 18.31%. Compared with the comparative example 3 Example 7 resulted in increased to 8.54% yield of C ₈ -aromatic hydrocarbon and increased to 2.04% yield in the cracked product trienes, with the propylene yield increased to 7.74%, and the yield of butadiene increased by 16.78%; and in reformate, the content of light aromatic hydrocarbons (BTX) increased by 29.22%. Compared with Comparative Example 3, Example 8 resulted in a 2.45% yield of C ₈ aromatic hydrocarbon and an 8.49% increase in the yield of trienes in the cracked product, with the propylene yield increasing by 4.78% and the butadiene yield increased by 8.05%; and in reformate, the content of light aromatic hydrocarbons (BTX) increased by 21.24%. Compared to Example 8, Example 6 according to the present invention resulted in a 6.74% increase in the yield of propylene and an increase of 8.70% in the yield of butadiene; and Example 7 according to the present invention resulted in a 2.83% increase in the yield of propylene and an increase in the yield of butadiene by 8.07%, while the higher yields of propylene and butadiene are mainly attributed to the increased content of C ₉ ⁺ -cycloalkanes in the obtained purified oil.

Из таблицы 5 можно видеть, что по сравнению с примером для сравнения 3 способ согласно настоящему изобретению приводил как к повышенному выходу легких ароматических углеводородов (BTX), так и к повышенному выходу триенов, при этом выходы пропилена и бутадиена повышались в относительно высокой степени.From table 5 it can be seen that, compared with comparative example 3, the method according to the present invention led to both an increased yield of light aromatic hydrocarbons (BTX) and an increased yield of trienes, while the yields of propylene and butadiene increased to a relatively high degree.

Claims

1. A method of producing olefins and aromatic hydrocarbons from naphtha, comprising the steps of:

1) carrying out the extraction separation of naphtha to obtain purified oil containing alkanes and cycloalkanes and an oil extract containing cycloalkanes and aromatic hydrocarbons, while the weight ratio between cycloalkanes contained in refined oil and cycloalkanes contained in naphtha is 10-35% ,

2) contacting the oil extract containing cycloalkanes and aromatic hydrocarbons with a reforming catalyst under catalytic reforming reaction conditions: pressure 0.2-3.0 MPa, temperature 300-550 ° C, molar hydrogen / hydrocarbon ratio 0.5-20 and volumetric (volumetric) speed (feed) of 0.1-50 h ^-1 to obtain reformate with a high content of aromatic hydrocarbons,

3) conducting cracking reactions of refined oil containing alkanes and cycloalkanes to produce olefins.

2. The method according to p. 1, characterized in that the weight ratio between C ₆ -C ₈ cycloalkanes contained in the refined oil obtained in stage 1) and C ₆ -C ₈ cycloalkanes contained in naphtha is 3- 40%, and the weight ratio between the C ₉ ⁺ cycloalkane contained in the refined oil and the C ₉ ⁺ cycloalkane contained in the naphtha is 1-48%.

3. The method according to p. 1 or 2, characterized in that the solvent used in stage 1) for the extraction separation of naphtha is a solvent selected from the group consisting of sulfolane, furfural, N-methylpyrrolidone, N-formylmorpholine, triglycol , tetra-glycol, pentaglycol, diphenylmethane and α-methylnaphthalene, or a mixture of any two or more of the substances described above.

4. The method according to p. 1, characterized in that the method of conducting extraction separation in stage 1) is a liquid-liquid extraction or extractive distillation.

5. The method according to p. 1, characterized in that the extraction (liquid-liquid) of naphtha is carried out in an extraction column for liquid extraction with liquid, and the operating conditions of the extraction column for liquid extraction with liquid include: the weight ratio between the solvent for extraction and naphtha, fed to the extraction column for liquid extraction with liquid, 3-8: 1; the temperature of the upper part of the extraction column for liquid extraction with a liquid of 130-190 ° C; and a pressure of 1.1-2.0 MPa.

6. The method according to p. 4, characterized in that the extractive distillation of naphtha is carried out in an extractive distillation column, and the operating conditions of the extractive distillation column include: the weight ratio between the solvent for extractive distillation and naphtha fed to the extractive distillation column, 3-8 :one; the temperature of the upper part of the extractive distillation column is 70-190 ° C and the pressure is 0.1-0.3 MPa.

7. The method according to p. 4 or 6, characterized in that the solvent for extractive distillation used for extractive distillation contains 35-68 wt.% Sulfolane, 30-63 wt.% Co-solvent and 0.2-2.0 wt. % water, while the co-solvent is selected from the group consisting of alkylnaphthalene, biphenyl, diphenylmethane, diphenylethane and dialkylphenylmethane.

8. The method according to p. 1, characterized in that before the extraction separation in stage 1) naphtha is subjected to hydrotreating in order to saturate the olefins contained in it and remove impurities contained in it.

9. The method according to p. 8, characterized in that the purified naphtha has a sulfur content of less than 0.5 μg / g, a nitrogen content of less than 0.5 μg / g, an arsenic content of less than 1.0 ng / g and a lead content is less than 10 ng / g.

10. The method according to p. 1, characterized in that before the reforming reaction in stage 2), the oil extract is subjected to hydrotreating in order to saturate the olefins contained in it and to remove impurities contained in it so that the sulfur content in the purified product is less than 0.5 μg / g, the nitrogen content was less than 0.5 μg / g, the arsenic content was less than 1.0 ng / g and the lead content was less than 10 ng / g.

11. The method according to p. 1, characterized in that in stage 3) the cracking conditions of the refined oil include: pressure 0.05-0.30 MPa, residence time of the reagents 0.01-0.6 s, weight ratio water / oil 0.3-1.0 and the temperature at the outlet of the cracking furnace 760-900 ° C.

12. The method according to p. 1, characterized in that naphtha is a mixture of hydrocarbons with an initial boiling point of 40-80 ° C, determined according to ASTM D-86, and a final boiling point of 160-220 ° C.

13. The method according to p. 1 or 12, characterized in that the naphtha is selected from the group consisting of straight-run naphtha, hydrocracked naphtha, coking naphtha, catalytic cracked naphtha, or field condensate.

14. The method according to p. 1 or 12, characterized in that naphtha contains 30-85 wt.% Alkanes, 10-50 wt.% Cycloalkanes and 5-30 wt.% Aromatic hydrocarbons.