RU2643366C1 - Technological scheme of dehydration device of paraffin hydrocarbons c3-c5 (versions) - Google Patents

Technological scheme of dehydration device of paraffin hydrocarbons c3-c5 (versions) Download PDF

Info

Publication number
RU2643366C1
RU2643366C1 RU2017130767A RU2017130767A RU2643366C1 RU 2643366 C1 RU2643366 C1 RU 2643366C1 RU 2017130767 A RU2017130767 A RU 2017130767A RU 2017130767 A RU2017130767 A RU 2017130767A RU 2643366 C1 RU2643366 C1 RU 2643366C1
Authority
RU
Russia
Prior art keywords
heat exchanger
feedstock
vapor
heating
dehydrogenation
Prior art date
Application number
RU2017130767A
Other languages
Russian (ru)
Inventor
Станислав Михайлович Комаров
Александра Станиславовна Харченко
Алексей Александрович Крейкер
Original Assignee
Акционерное общество "Специальное конструкторско-технологическое бюро "Катализатор"
Priority date (The priority date is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the date listed.)
Filing date
Publication date
Application filed by Акционерное общество "Специальное конструкторско-технологическое бюро "Катализатор" filed Critical Акционерное общество "Специальное конструкторско-технологическое бюро "Катализатор"
Priority to RU2017130767A priority Critical patent/RU2643366C1/en
Application granted granted Critical
Publication of RU2643366C1 publication Critical patent/RU2643366C1/en
Priority to CN201880038232.2A priority patent/CN110740984A/en
Priority to PCT/RU2018/000563 priority patent/WO2019045600A1/en

Links

Images

Classifications

    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C5/00—Preparation of hydrocarbons from hydrocarbons containing the same number of carbon atoms
    • C07C5/32—Preparation of hydrocarbons from hydrocarbons containing the same number of carbon atoms by dehydrogenation with formation of free hydrogen
    • C07C5/327—Formation of non-aromatic carbon-to-carbon double bonds only
    • C07C5/333—Catalytic processes

Landscapes

  • Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Organic Chemistry (AREA)
  • Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
  • Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)

Abstract

FIELD: chemistry.
SUBSTANCE: invention relates to the two versions of the device for producing olefin hydrocarbons by dehydrogenation of paraffin hydrocarbons C3-C5 in a fluidized bed of fine chromia-alumina catalyst circulating in the reactor-regenerator, comprising a node of preparating raw materials by mixing fresh and recicled flow of paraffin hydrocarbons in a liquid form, the vaporizer of the feedstock and the heater (heat exchanger for heating) of the obtained vapours of the feedstock heated by the water vapour, a vertical shell-and-tube heat exchanger installed on the pipeline of contact dehydrogenation gas for heating vapour of the feedstock by the heat of contact gas when feeding the heated vapours of the feedstock to the intertube space of the heat exchanger countercurrent to contact gas supplied to the tubular space, which also includes a furnace for overheating the vapours of the feedstock before feeding them to the reactor for dehydrogenation. One of the device versions is characterized by the fact that on the contact gas pipeline there is an additional shell-and-tube heat exchanger installed with the formation of the system of the two steps of heating the vapours of the feedstock with consistent feeding the vapours of the feedstock to the intertube space of the heat exchangers. In this case, the device is provided with a pipeline, the pipeline is connected to the heat exchanger shell of the second high-temperature stage of heating the vapours of the feedstock for feeding a part of the feedstock in a liquid form to the intertube space of the heat exchanger.
EFFECT: increase in capacity of dehydrogenation plants of hydrocarbons C3-C5 and reducing the costs in production.
6 cl, 2 dwg, 2 tbl, 4 ex

Description

Изобретение относится к области нефтехимии, в частности к установкам для дегидрирования парафиновых углеводородов С3-С5 в соответствующие олефиновые углеводороды, используемые при производстве полипропилена, метилтретичнобутилового эфира и др.The invention relates to the field of petrochemistry, in particular to installations for the dehydrogenation of C 3 -C 5 paraffin hydrocarbons into the corresponding olefinic hydrocarbons used in the production of polypropylene, methyl tertiary butyl ether, and others.

Известна установка (И.Л. Кирпичников, В.В. Береснев, Л.М. Попов, «Альбом технологических схем основных производств промышленности синтетического каучука», Химия, Ленинград, 1986, стр. 8-12) для получения бутиленов дегидрированием н-бутана в кипящем слое мелкодисперсного алюмохромового катализатора, циркулирующего в системе реактор-регенератор, включающая узел приготовления исходного сырья смешением свежего и рециклового потоков парафиновых углеводородов в жидком виде, испаритель исходного сырья, закалочный змеевик в сепарационной зоне реактора для нагрева полученных паров сырья за счет тепла контактного газа, печь для перегрева паров сырья перед их подачей в реактор на дегидрирование в змеевиках печи за счет теплоты сгорания подаваемого в печь газообразного топлива, а также расположенный на трубопроводе контактного газа котел-утилизатор с охлаждением контактного газа за счет испарения водного конденсата с получением вторичного водяного пара, скруббер, орошаемый водой, узлы конденсации и выделения фракции парафиновых и олефиновых углеводородов. Однако использование в указанной установке закалочного змеевика для нагрева паров сырья требует большой поверхности теплообмена вследствие малого коэффициента теплопередачи, что определяет большую металлоемкость змеевика и ограничивает производительность последнего. Большая мощность печи для дальнейшего перегрева паров сырья в известной установке приводит к экологическим проблемам при сбросе в атмосферу больших количеств дымовых газов.Known installation (I. L. Kirpichnikov, V. V. Beresnev, L. M. Popov, “The album of technological schemes of the main industries of the synthetic rubber industry”, Chemistry, Leningrad, 1986, p. 8-12) for the production of butylenes by dehydrogenation of n- butane in a fluidized bed of finely dispersed chromium-chromium catalyst circulating in the reactor-regenerator system, including a unit for preparing the feedstock by mixing fresh and recycle streams of paraffin hydrocarbons in liquid form, a feedstock evaporator, a quenching coil in the separation zone a torus for heating the obtained vapor of raw materials due to the heat of the contact gas, a furnace for overheating the vapor of the raw materials before being fed to the dehydrogenation reactor in the furnace coils due to the heat of combustion of the gaseous fuel supplied to the furnace, and a heat recovery boiler located on the contact gas pipeline with contact cooling gas due to the evaporation of water condensate to produce secondary water vapor, a scrubber irrigated with water, units for condensation and separation of the fraction of paraffin and olefin hydrocarbons. However, the use of a quenching coil for heating the vapors of raw materials in this installation requires a large heat transfer surface due to the low heat transfer coefficient, which determines the high metal consumption of the coil and limits the performance of the latter. The large capacity of the furnace for further overheating of the vapor of the raw materials in a known installation leads to environmental problems when large quantities of flue gases are discharged into the atmosphere.

Наиболее близкой по технической сущности к предлагаемой является установка получения пропилена дегидрированием пропана (патент RU 2523537, МПК B01J 8/18; С07С 5/333, опубл. 20.07.2014), включающая реактор и регенератор с кипящим слоем мелкодисперсного катализатора на основе оксида алюминия, установленный на трубопроводе контактного газа дегидрирования вертикальный кожухотрубный теплообменник для нагрева паров сырья за счет тепла контактного газа при подаче нагреваемых паров сырья в межтрубное пространство теплообменника противоточно контактному газу, подаваемому в трубное пространство, включающая также печь для перегрева паров сырья перед их подачей в реактор на дегидрирование. На этой установке, по сравнению с аналогом, исключается использование для нагрева паров сырья закалочного змеевика в реакторе, а также снижается мощность печи для перегрева паров сырья. Однако внешняя поверхность труб в верхней высокотемпературной части межтрубного пространства теплообменника в ходе его длительной эксплуатации при температуре перегрева паров сырья выше 450°С и большом времени пребывания в межтрубном пространстве теплообменника подвергается отложениям термополимера с последующим образованием пиролитического кокса. Особенно это касается теплообменников большого размера на установках большой мощности, в связи с наличием застойных зон в межтрубном пространстве теплообменников, особенно в высокотемпературной зоне теплообменника на выходе перегретых паров сырья из межтрубного пространства. С ростом температуры, давления и времени пребывания в высокотемпературной зоне скорость образования термополимера возрастает. Все это приводит к постепенному снижению эффективности теплопередачи в теплообменнике за счет блокирования части его теплопередающей поверхности в верхней высокотемпературной зоне. Одновременно растет гидравлическое сопротивление газовому потоку и, соответственно, возрастает давление в межтрубном пространстве вплоть до предельно допустимого для корпуса теплообменника с точки зрения его механической прочности за счет перекрытия проточной части межтрубного пространства теплообменника образующимся коксом. Указанная ситуация приводит также к нарушениям теплового режима печи, реактора, связанным с недогревом паров сырья, подаваемого в реактор, а также к нарушениям теплового режима скруббера охлаждения и водной отмывки контактного газа, связанным с увеличением температуры контактного газа на выходе из теплообменника и, соответственно, на входе в скруббер и далее к увеличению температуры и давления на входе в продуктовый компрессор и, как следствие, к увеличению давления в реакторе дегидрирования. Указанные недостатки приводят к ухудшению технико-экономических показателей процессов дегидрирования (к уменьшению нагрузки реактора по сырью, уменьшению выходов целевых продуктов и, соответственно, к уменьшению выработки целевых продуктов), а также к преждевременным остановкам производства для чистки теплообменника с сопутствующими издержками.The closest in technical essence to the proposed one is a plant for producing propylene by propane dehydrogenation (patent RU 2523537, IPC B01J 8/18; С07С 5/333, publ. 07/20/2014), including a reactor and a fluidized bed regenerator of a finely dispersed aluminum oxide catalyst, a vertical shell-and-tube heat exchanger installed on the contact gas pipeline for dehydrogenation for heating the vapor of raw materials due to the heat of the contact gas when feeding heated vapor of the raw materials into the annular space of the heat exchanger counter-current contact y fed to the tube space, also comprising a furnace for superheating vapor feedstock before entering the reactor for dehydrogenation. In this installation, in comparison with the analogue, the use of a quenching coil in the reactor for heating the vapor of raw materials is excluded, and the capacity of the furnace for overheating of the vapor of the raw material is also reduced. However, the outer surface of the pipes in the upper high-temperature part of the annular space of the heat exchanger during its long-term operation at a superheat temperature of the vapor of the raw material above 450 ° C and a long residence time in the annular space of the heat exchanger is subjected to deposition of the thermopolymer with the subsequent formation of pyrolytic coke. This is especially true for large-sized heat exchangers in large-capacity installations, due to the presence of stagnant zones in the annular space of the heat exchangers, especially in the high-temperature zone of the heat exchanger at the outlet of the overheated feed vapor from the annular space. With increasing temperature, pressure and residence time in the high-temperature zone, the rate of formation of the thermopolymer increases. All this leads to a gradual decrease in the heat transfer efficiency in the heat exchanger by blocking part of its heat transfer surface in the upper high-temperature zone. At the same time, the hydraulic resistance to the gas flow grows and, accordingly, the pressure in the annulus increases up to the maximum allowable for the heat exchanger body in terms of its mechanical strength due to the overlap of the flow part of the annulus of the heat exchanger with the resulting coke. This situation also leads to violations of the thermal regime of the furnace and reactor associated with underheating of the vapors of the feed supplied to the reactor, as well as to violations of the thermal regime of the cooling scrubber and water washing of the contact gas associated with an increase in the temperature of the contact gas at the outlet of the heat exchanger and, accordingly, at the entrance to the scrubber and then to an increase in temperature and pressure at the inlet to the food compressor and, as a result, to an increase in pressure in the dehydrogenation reactor. These shortcomings lead to a deterioration in the technical and economic indicators of dehydrogenation processes (to a decrease in the reactor load for raw materials, a decrease in the yield of the target products and, consequently, a decrease in the production of the target products), as well as to premature production shutdowns for cleaning the heat exchanger with associated costs.

Задачей настоящего изобретения является увеличение производительности установок дегидрирования парафиновых углеводородов С3-С5 и снижение затрат в производстве.An object of the present invention is to increase the productivity of C 3 -C 5 paraffin hydrocarbon dehydrogenation plants and reduce production costs.

Для решения этой задачи предлагается установка для получения олефиновых углеводородов дегидрированием парафиновых углеводородов С3-С5 в кипящем слое мелкодисперсного алюмохромового катализатора, циркулирующего в системе реактор-регенератор, включающая узел приготовления исходного сырья 3 смешением свежего и рециклового потоков парафиновых углеводородов в жидком виде, обогреваемые водяным паром испаритель 4 исходного сырья и подогреватель (теплообменник для подогрева) 20 полученных паров сырья, установленный на трубопроводе 5 контактного газа дегидрирования вертикальный кожухотрубный теплообменник 6 для нагрева паров сырья за счет тепла контактного газа при подаче нагреваемых паров сырья в межтрубное пространство теплообменника 6 противоточно контактному газу, подаваемому в трубное пространство, включающая также печь 9 для перегрева паров сырья перед их подачей в реактор 10 на дегидрирование. При этом на трубопроводе 5 контактного газа устанавливают дополнительный кожухотрубный теплообменник 7 с образованием системы из двух ступеней нагрева паров сырья при последовательной подаче паров сырья в межтрубное пространство теплообменников 6, 7. Установка может быть снабжена также трубопроводом 8, трубопровод 8 связан с кожухом теплообменника 7 второй высокотемпературной ступени нагрева паров сырья для подачи части исходного сырья в жидком виде в межтрубное пространство теплообменника 7.To solve this problem, we propose a facility for the production of olefinic hydrocarbons by dehydrogenation of C 3 -C 5 paraffin hydrocarbons in a fluidized bed of finely dispersed aluminum-chromium catalyst circulating in the reactor-regenerator system, including a feedstock preparation unit 3 by mixing fresh and recycled paraffin hydrocarbon streams in liquid form, heated water vapor evaporator 4 of the feedstock and a heater (heat exchanger for heating) 20 received vapors of raw materials installed on the pipeline 5 dehydrogenation gas vertical shell-and-tube heat exchanger 6 for heating feed vapors due to contact gas heat when heated feed vapors are fed into the annulus of heat exchanger 6 countercurrent to contact gas supplied to the tube space, which also includes a furnace 9 for overheating of feed vapors before being fed to reactor 10 on dehydrogenation. At the same time, an additional shell-and-tube heat exchanger 7 is installed on the contact gas pipeline 5 with the formation of a system of two stages of heating of the vapor of raw materials by sequentially supplying the vapor of raw materials to the annular space of the heat exchangers 6, 7. The installation can also be equipped with a pipeline 8, pipeline 8 is connected to the casing of the heat exchanger 7 second high-temperature stage of heating of the vapor of the feedstock to feed part of the feedstock in liquid form into the annular space of the heat exchanger 7.

Штуцера в кожухе теплообменника 7 могут быть оборудованы форсунками 21 для мелкодисперсного распыления жидкого сырья в межтрубном пространстве теплообменника 7.The nozzles in the casing of the heat exchanger 7 can be equipped with nozzles 21 for finely dispersed liquid raw materials in the annular space of the heat exchanger 7.

Теплопередающая поверхность второй высокотемпературной ступени нагрева паров сырья может составлять 15-50% от общей поверхности системы нагрева.The heat transfer surface of the second high-temperature stage for heating the vapor of the feed can be 15-50% of the total surface of the heating system.

Для решения этой задачи предлагается также установка для получения олефиновых углеводородов дегидрированием парафиновых углеводородов С3-С5 в кипящем слое мелкодисперсного алюмохромового катализатора, циркулирующего в системе реактор-регенератор, включающая узел приготовления исходного сырья 3 смешением свежего и рециклового потоков парафиновых углеводородов в жидком виде, обогреваемые водяным паром испаритель 4 исходного сырья и подогреватель (теплообменник для подогрева) 20 полученных паров сырья, установленный на трубопроводе 5 контактного газа дегидрирования вертикальный кожухотрубный теплообменник 6 для нагрева паров сырья за счет тепла контактного газа при подаче нагреваемых паров сырья в межтрубное пространство теплообменника 6 противоточно контактному газу, подаваемому в трубное пространство, включающая также печь 9 для перегрева паров сырья перед их подачей в реактор 10 на дегидрирование. При этом для образования в установке совмещенной системы из двух ступеней нагрева паров сырья в одном кожухотрубном теплообменнике 6 установка снабжена трубопроводом 8 для подачи части исходного сырья в жидком виде в теплообменник 6, при этом трубопровод 8 связан с кожухом теплообменника 6 в средней части или в верхней части, разделяя теплообменник 6 на верхнюю высокотемпературную и нижнюю низкотемпературную ступени нагрева паров сырья.To solve this problem, it is also proposed to install a plant for the production of olefinic hydrocarbons by dehydrogenation of C 3 -C 5 paraffin hydrocarbons in a fluidized bed of finely dispersed aluminum-chromium catalyst circulating in the reactor-regenerator system, including a feedstock preparation unit 3 by mixing fresh and recycled paraffin hydrocarbon streams in liquid form, steam-heated evaporator 4 of the feedstock and a heater (heat exchanger for heating) 20 received vapor of the feedstock mounted on the pipeline 5 contact gas dehydrogenation vertical shell-and-tube heat exchanger 6 for heating the vapor of raw materials due to the heat of the contact gas when feeding heated vapor of the raw material into the annular space of the heat exchanger 6 countercurrent to the contact gas supplied to the pipe space, which also includes a furnace 9 for overheating of the vapor of the raw material before being fed to the reactor 10 on dehydrogenation. Moreover, for the formation of a combined system of two stages of heating the vapor of raw materials in one shell-and-tube heat exchanger 6, the installation is equipped with a pipe 8 for supplying part of the feedstock in liquid form to the heat exchanger 6, while the pipe 8 is connected to the casing of the heat exchanger 6 in the middle or in the upper parts, dividing the heat exchanger 6 into the upper high-temperature and lower low-temperature stages of heating the vapor of raw materials.

Штуцера в кожухе теплообменника 6 могут быть оборудованы форсунками 21 для мелкодисперсного распыления жидкого сырья в межтрубном пространстве теплообменника 6.The nozzles in the casing of the heat exchanger 6 can be equipped with nozzles 21 for finely dispersed liquid feed in the annular space of the heat exchanger 6.

Теплопередающая поверхность второй высокотемпературной ступени нагрева паров сырья может составлять 15-50% от общей поверхности системы нагрева.The heat transfer surface of the second high-temperature stage for heating the vapor of the feed can be 15-50% of the total surface of the heating system.

Подача жидкого сырья в межтрубное пространство теплообменника может быть организована путем соединения трубопровода подачи сырья 8 со штуцерами в кожухе теплообменника, оборудованными форсунками 21 для мелкодисперсного распыления указанного потока.The supply of liquid raw materials into the annular space of the heat exchanger can be organized by connecting the feed pipe 8 to the fittings in the casing of the heat exchanger equipped with nozzles 21 for fine dispersion of the specified stream.

На фиг. 1 изображена схема предлагаемой установки для дегидрирования парафиновых углеводородов С3-С5. Установка содержит трубопровод 1 для подачи свежих парафиновых углеводородов, трубопровод 2 для подачи парафиновых углеводородов-рецикла, узел приготовления исходного сырья в жидком виде 3, испаритель исходного сырья 4, теплообменник 20 для подогрева паров сырья, установленные последовательно на трубопроводе 5 контактного газа дегидрирования кожухотрубный теплообменник 6 и дополнительный кожухотрубный теплообменник 7 для двухступенчатого нагрева паров сырья, трубопровод 8 для подачи части исходного сырья в жидком виде в дополнительный теплообменник 7, печь 9 для перегрева паров сырья перед подачей последнего в реактор 10. Установка содержит также скруббер водной отмывки и охлаждения контактного газа 11, продуктовый компрессор 12 и узел конденсации и выделения фракции парафиновых и олефиновых углеводородов 13 с трубопроводом 2 для вывода непрореагировавших парафиновых углеводородов в рецикл и трубопровод 14 для вывода полученных олефиновых углеводородов.In FIG. 1 shows a diagram of the proposed installation for the dehydrogenation of paraffin hydrocarbons With 3 -C 5 . The installation comprises a pipe 1 for supplying fresh paraffin hydrocarbons, a pipe 2 for supplying paraffin hydrocarbons-recycle, a unit for preparing the feedstock in liquid form 3, an evaporator of the feedstock 4, a heat exchanger 20 for heating the vapor of the feedstock, shell-and-tube heat exchanger installed sequentially on the contact gas dehydrogenation pipe 5 6 and an additional shell-and-tube heat exchanger 7 for two-stage heating of the vapor of the feedstock, a pipe 8 for supplying part of the feedstock in liquid form to an additional an heat exchanger 7, a furnace 9 for overheating the feed vapors before feeding the latter to the reactor 10. The installation also contains a water scrubber for washing and cooling the contact gas 11, a food compressor 12 and a condensation and separation unit for the fraction of paraffin and olefin hydrocarbons 13 with a pipe 2 for removing unreacted paraffin hydrocarbons in recycle and pipe 14 to output the obtained olefinic hydrocarbons.

Установка дегидрирования парафиновых углеводородов С3-С5 работает следующим образом. Свежие парафиновые углеводороды и парафиновые углеводороды-рецикла поступают в жидком виде соответственно по трубопроводам 1 и 2 на смешение в узел приготовления исходного сырья 3 под давлением 600-900 кПа. Исходное сырье поступает в испаритель 4, где испаряется, подогревается подаваемым водяным паром в теплообменнике 20 и при температуре 40-120°С (в зависимости от вида используемого сырья) направляется в парообразном виде по трубопроводу 18 на дальнейший нагрев последовательно в межтрубные пространства кожухотрубных теплообменников 6 и 7, обогреваемых теплом контактного газа, поступающего по трубопроводу 5 последовательно в трубные пространства указанных теплообменников противоточно потоку нагреваемых паров сырья. Противоточный режим движения указанных потоков определяет более высокую температуру паров сырья в теплообменнике 7 (высокотемпературный теплообменник) по сравнению с теплообменником 6 (низкотемпературный теплообменник). Часть сырья из узла приготовления исходного сырья 3 при температуре 15-25°С и давлении 600-900 кПа в жидком виде направляется по трубопроводу 8 через форсунку 21 на испарение в межтрубное пространство высокотемпературного теплообменника 7, снижая при испарении температуру потока паров сырья. Пары сырья при температуре 400-450°С и при давлении 300-450 кПа выходят из теплообменника 7 и далее по трубопроводу 19 поступают в змеевики печи 9, где перегреваются до температуры 480-560°С дымовыми газами от сжигаемого в печи газообразного топлива, подаваемого по трубопроводу 15, и поступают в реактор 10 дегидрирования с кипящим слоем алюмохромового катализатора, циркулирующего в системе реактор-регенератор по трубопроводу 16 из реактора в регенератор и по трубопроводу 17 из регенератора в реактор. Контактный газ дегидрирования выходит из реактора 10 при температуре 530-590°С и по трубопроводу 5 поступает в кожухотрубный теплообменник 7. Пройдя последовательно теплообменники 7 и 6, контактный газ при температуре 150-250°С направляется в скруббер водной отмывки и охлаждения 11, после которого охлажденный до температуры 35-45°С поступает в компрессор 12 и далее в узел 13 конденсации и выделения получаемых олефиновых углеводородов.The dehydrogenation of paraffinic hydrocarbons C 3 -C 5 operates as follows. Fresh paraffin hydrocarbons and paraffin recycle hydrocarbons are supplied in liquid form through pipelines 1 and 2, respectively, for mixing into the feedstock preparation unit 3 under a pressure of 600-900 kPa. The feedstock enters the evaporator 4, where it evaporates, is heated by the supplied water vapor in the heat exchanger 20 and at a temperature of 40-120 ° C (depending on the type of raw material used) is sent in vapor form through the pipe 18 for further heating sequentially into the annular spaces of shell-and-tube heat exchangers 6 and 7, heated by the heat of the contact gas flowing through the pipe 5 sequentially into the tube spaces of said heat exchangers countercurrently to the flow of heated vapor of the feedstock. The countercurrent mode of movement of these flows determines a higher temperature of the feed vapor in the heat exchanger 7 (high-temperature heat exchanger) compared to heat exchanger 6 (low-temperature heat exchanger). Part of the feedstock from the feedstock preparation unit 3 at a temperature of 15-25 ° C and a pressure of 600-900 kPa in liquid form is sent via pipeline 8 through the nozzle 21 to evaporation into the annulus of the high-temperature heat exchanger 7, reducing the temperature of the vapor stream of the feedstock during evaporation. Vapors of raw materials at a temperature of 400-450 ° C and at a pressure of 300-450 kPa exit the heat exchanger 7 and then through a pipe 19 enter the coils of the furnace 9, where they are overheated to a temperature of 480-560 ° C by flue gases from the gaseous fuel burned in the furnace through the pipeline 15, and enter the dehydrogenation reactor 10 with a fluidized bed of an aluminum-chromium catalyst circulating in the reactor-regenerator system through the pipe 16 from the reactor to the regenerator and through the pipe 17 from the regenerator to the reactor. The dehydrogenation contact gas exits the reactor 10 at a temperature of 530-590 ° C and through the pipe 5 enters the shell-and-tube heat exchanger 7. After passing successively the heat exchangers 7 and 6, the contact gas at a temperature of 150-250 ° C is sent to the water washing and cooling scrubber 11, after which cooled to a temperature of 35-45 ° C enters the compressor 12 and then to the node 13 condensation and separation of the resulting olefinic hydrocarbons.

Примеры 1-4 работы установки приведены для процесса получения изобутилена дегидрированием изобутана с последующим использованием полученного изобутилена в синтезе метилтретичнобутилового эфира (МТБЭ).Examples 1-4 of the operation of the installation are given for the process of producing isobutylene by dehydrogenation of isobutane with subsequent use of the obtained isobutylene in the synthesis of methyl tertiary butyl ether (MTBE).

В систему реактор-регенератор загружен мелкодисперсный алюмохромовый катализатор, содержащий Сr2O3 - 20%, K2O - 2%, SiO2 - 2%, Аl2O3 - 76%. Состав исходного сырья, полученного смешением свежей и рецикловой изобутиленовой фракции приведен в таблице 1. Установка содержит испаритель 4 и подогреватель 20 (теплообменник для подогрева) паров сырья, обогреваемые водяным паром с давлением 1320 кПа при температуре 192°С, а также один вертикальный кожухотрубный теплообменник 6 на трубопроводе контактного газа для нагрева паров сырья (фиг. 2). Диаметр кожуха теплообменника составляет 1,4 м при количестве труб 1306 шт. и при диаметре труб 25,4 мм. Длина труб теплообменника составляет 10,0 м. Испаренное в испарителе и подогретое исходное сырье при температуре 70°С в количестве 28,123 т/час (базовый расход для всех примеров) подается в межтрубное пространство теплообменника противоточно контактному газу, подаваемому в трубное пространство при температуре 560°С в количестве 29,47 т/час (с учетом дополнительного газа, подаваемого на пневмотранспорт катализатора для циркуляции последнего в системе реактор-регенератор). Часть исходного сырья в жидком виде при температуре 19,3°С при давлении 885 кПа впрыскивается через форсунки 21 в среднюю часть межтрубного пространства таким образом, что теплопередающая поверхность верхней высокотемпературной части теплоообменника 6, располагаемая над форсунками 21, составляла 30% от общей поверхности теплообменника. Время работы установки на каждом режиме составляло 4000 часов. Параметры процесса, достигаемые на установке при различных режимах представлены в таблице 2.A finely dispersed aluminum-chromium catalyst containing Cr 2 O 3 - 20%, K 2 O - 2%, SiO 2 - 2%, Al 2 O 3 - 76% is loaded into the reactor-regenerator system. The composition of the feedstock obtained by mixing fresh and recycle isobutylene fractions is shown in table 1. The installation contains an evaporator 4 and a heater 20 (heat exchanger for heating) of the vapor of the raw material, heated with water vapor with a pressure of 1320 kPa at a temperature of 192 ° C, as well as one vertical shell-and-tube heat exchanger 6 on the contact gas pipeline for heating the vapor of the raw material (Fig. 2). The diameter of the heat exchanger casing is 1.4 m with the number of pipes 1306 pcs. and with a pipe diameter of 25.4 mm. The length of the heat exchanger tubes is 10.0 m. The amount of 28.123 t / h evaporated in the evaporator and heated feedstock at a temperature of 70 ° C (basic flow rate for all examples) is fed into the annular space of the heat exchanger countercurrent to the contact gas supplied to the tube space at a temperature of 560 ° C in an amount of 29.47 t / h (taking into account the additional gas supplied to the pneumatic transport of the catalyst for circulation of the latter in the reactor-regenerator system). Part of the feedstock in liquid form at a temperature of 19.3 ° C at a pressure of 885 kPa is injected through nozzles 21 into the middle part of the annulus so that the heat transfer surface of the upper high-temperature part of the heat exchanger 6 located above the nozzles 21 is 30% of the total surface of the heat exchanger . The operating time of the installation in each mode was 4000 hours. The process parameters achieved at the installation under various modes are presented in table 2.

В примере 1, при отсутствии подачи сырья в жидком виде на вторую ступень нагрева паров сырья (условия работы прототипа) к концу пробега установки отмечены признаки забивки межтрубного пространства теплообменника. При этом наблюдалось увеличение давления в кожухе теплообменника (на входе паров сырья в теплообменник) с 423 кПа в начале пробега до 567 кПа в конце пробега (близко к предельно допустимому, разрешенному по условиям соблюдения прочности аппарата), что потребовало снизить нагрузку реактора по сырью до 25,7 т/час. Одновременно, в связи с увеличением температуры контактного газа на входе в компрессор, увеличилось давление на входе в компрессор и соответственно в верхней части реактора с 137 до 165 кПа. Все это привело к снижению показателей дегидрирования (снижение производительности установки и выхода изобутилена на разложенный изобутан с 88,2 до 85,1 мас. %). При вскрытии теплообменника после останова обнаружены значительные отложения полимера в верхней высокотемпературной части межтрубного пространства теплообменника.In example 1, in the absence of supply of raw materials in liquid form to the second stage of heating of the vapor of the raw material (prototype operating conditions) by the end of the run of the installation, signs of clogging of the annular space of the heat exchanger are noted. At the same time, an increase in pressure in the casing of the heat exchanger (at the input of the raw material vapor into the heat exchanger) was observed from 423 kPa at the beginning of the run to 567 kPa at the end of the run (close to the maximum permissible allowed by the conditions for observing the strength of the apparatus), which required to reduce the reactor load on raw materials to 25.7 t / h. At the same time, due to an increase in the temperature of the contact gas at the inlet to the compressor, the pressure at the inlet to the compressor and, accordingly, in the upper part of the reactor increased from 137 to 165 kPa. All this led to a decrease in dehydrogenation (a decrease in the productivity of the plant and the yield of isobutylene on decomposed isobutane from 88.2 to 85.1 wt.%). When the heat exchanger was opened after shutdown, significant polymer deposits were found in the upper high-temperature part of the annulus of the heat exchanger.

В примере 2 при подаче в межтрубное пространство теплообменника 6 части жидкого сырья в количестве 15% от общей подачи исходного сырья на дегидрирование к концу пробега установки наблюдалось увеличение давления в кожухе теплообменника (на входе паров сырья в теплообменник) до 510 кПа в конце пробега. В связи с увеличением температуры контактного газа на входе в компрессор, увеличилось давление на входе в компрессор и соответственно в верхней части реактора до 152 кПа. Это привело к снижению (по сравнению с показателями в примере 1 в начале пробега) выхода изобутилена на разложенный изобутан до 86,3 мас. %. При вскрытии теплообменника после останова обнаружены значительные отложения полимера в верхней высокотемпературной части межтрубного пространства теплообменника.In Example 2, when part of the liquid feed was supplied to the annular space of the heat exchanger 6 in an amount of 15% of the total feed of the feedstock for dehydrogenation, by the end of the run of the installation, an increase in pressure was observed in the casing of the heat exchanger (at the input of the feed vapor into the heat exchanger) to 510 kPa at the end of the run. In connection with the increase in the temperature of the contact gas at the inlet to the compressor, the pressure at the inlet to the compressor and, accordingly, in the upper part of the reactor increased to 152 kPa. This led to a decrease (compared with the parameters in example 1 at the beginning of the run) of the yield of isobutylene on decomposed isobutane to 86.3 wt. % When the heat exchanger was opened after shutdown, significant polymer deposits were found in the upper high-temperature part of the annulus of the heat exchanger.

В примерах 3 и 4 представлены результаты пробегов заявляемой установки в оптимальном режиме. При подаче во вторую высокотемпературную ступень нагрева паров сырья части сырья в жидком виде в количестве 25-45% от общей подачи сырья на дегидрирование, и при достижении температуры паров сырья на выходе из верхней высокотемпературной зоны теплообменника 410-441°С установившийся режим установки в течение всего времени пробега сохранялся стабильным. В ходе пробега установки увеличения давления в кожухе теплообменника не наблюдалось. Нагрузка реактора по сырью сохранялась неизменной. Выходы изобутилена не снижались (по сравнению с показателями в примере 1 в начале пробега) и находились в пределах: выход изобутилена на пропущенный изобутан - 41,5-41,2 мас. %, а на разложенный - 87,5-88,2 мас. %. При увеличении в подаваемом сырье доли сырья в жидком виде с 25 до 45% и при соответствующем уменьшении доли сырья в парообразном виде экономия водяного пара на испарение и подогрев сырья в примерах 3 и 4 по сравнению со средним за пробег показателем прототипа (пример 1) составила соответственно 1,3 и 2,56 т/час. При вскрытии теплообменника в конце пробега установки отложений термополимера в его межтрубном пространстве не наблюдали.In examples 3 and 4 presents the results of runs of the inventive installation in optimal mode. When a portion of the feedstock is supplied in liquid in the amount of 25-45% of the total feed of the feedstock for dehydrogenation to the second high-temperature stage of heating the vapor of the feedstock, and when the temperature of the feed vapor at the outlet of the upper high-temperature zone of the heat exchanger reaches 410-441 ° C, the set mode of operation is the total travel time was stable. During the run of the installation, an increase in pressure in the casing of the heat exchanger was not observed. The feed load of the reactor remained unchanged. The yields of isobutylene did not decrease (compared with the parameters in example 1 at the beginning of the run) and were within the limits: the yield of isobutylene to the missed isobutane was 41.5-41.2 wt. %, and decomposed - 87.5-88.2 wt. % With an increase in the feed fraction of the feedstock in liquid form from 25 to 45% and with a corresponding decrease in the proportion of feedstock in vapor form, the saving of water vapor for evaporation and heating of the feedstock in examples 3 and 4 compared to the prototype average for mileage (example 1) amounted to 1.3 and 2.56 t / h respectively. When the heat exchanger was opened at the end of the run, the installation of thermopolymer deposits in its annulus was not observed.

Таким образом, техническим результатом заявленного изобретения по сравнению с прототипом является увеличение производительности установок дегидрирования углеводородов С3-С5 и уменьшение затрат в производстве.Thus, the technical result of the claimed invention in comparison with the prototype is to increase the productivity of C 3 -C 5 hydrocarbon dehydrogenation plants and reduce production costs.

Figure 00000001
Figure 00000001

Figure 00000002
Figure 00000002

Claims (6)

1. Установка для получения олефиновых углеводородов дегидрированием парафиновых углеводородов C3-C5 в кипящем слое мелкодисперсного алюмохромового катализатора, циркулирующего в системе реактор-регенератор, включающая узел приготовления исходного сырья (3) смешением свежего и рециклового потоков парафиновых углеводородов в жидком виде, обогреваемые водяным паром испаритель (4) исходного сырья и подогреватель (теплообменник для подогрева) (20) полученных паров сырья, установленный на трубопроводе (5) контактного газа дегидрирования вертикальный кожухотрубный теплообменник (6) для нагрева паров сырья за счет тепла контактного газа при подаче нагреваемых паров сырья в межтрубное пространство теплообменника (6) противоточно контактному газу, подаваемому в трубное пространство, включающая также печь (9) для перегрева паров сырья перед их подачей в реактор (10) на дегидрирование, отличающаяся тем, что на трубопроводе (5) контактного газа установлен дополнительный кожухотрубный теплообменник (7) с образованием системы из двух ступеней нагрева паров сырья при последовательной подаче паров сырья в межтрубное пространство теплообменников (6), (7), при этом установка снабжена трубопроводом (8), трубопровод (8) связан с кожухом теплообменника (7) второй высокотемпературной ступени нагрева паров сырья для подачи части исходного сырья в жидком виде в межтрубное пространство теплообменника (7).1. Installation for the production of olefinic hydrocarbons by dehydrogenation of C 3 -C 5 paraffin hydrocarbons in a fluidized bed of finely dispersed aluminum-chromium catalyst circulating in a reactor-regenerator system, including a feedstock preparation unit (3) by mixing fresh and recycled paraffin hydrocarbon streams in liquid form, heated by water steam evaporator (4) of the feedstock and a heater (heat exchanger for heating) (20) of the obtained vapor of the feedstock installed on the piping (5) of the dehydrogenation contact gas vert a heat-exchanged shell-and-tube heat exchanger (6) for heating the feed vapor due to the heat of the contact gas when feeding heated vapor of the feed into the annular space of the heat exchanger (6) countercurrent to the contact gas supplied to the pipe space, which also includes a furnace (9) for overheating of the feed vapor before it is fed to dehydrogenation reactor (10), characterized in that an additional shell-and-tube heat exchanger (7) is installed on the contact gas pipeline (5) with the formation of a system of two stages of heating of the vapor of the raw material at a sequential even the feed vapors into the annular space of the heat exchangers (6), (7), while the installation is equipped with a pipeline (8), the pipeline (8) is connected to the casing of the heat exchanger (7) of the second high-temperature stage of heating the vapor of the feed to supply part of the feedstock in liquid form in annular space of the heat exchanger (7). 2. Установка по п. 1, отличающаяся тем, что штуцера в кожухе теплообменника (7) оборудованы форсунками (21) для мелкодисперсного распыления жидкого сырья в межтрубном пространстве теплообменника (7).2. Installation according to claim 1, characterized in that the nozzles in the casing of the heat exchanger (7) are equipped with nozzles (21) for finely dispersed liquid raw materials in the annular space of the heat exchanger (7). 3. Установка по пп. 1, 2, отличающаяся тем, что теплопередающая поверхность второй высокотемпературной ступени нагрева паров сырья составляет 15-50% от общей поверхности системы нагрева.3. Installation according to paragraphs. 1, 2, characterized in that the heat transfer surface of the second high-temperature stage of heating the vapor of raw materials is 15-50% of the total surface of the heating system. 4. Установка для получения олефиновых углеводородов дегидрированием парафиновых углеводородов С3-С5 в кипящем слое мелкодисперсного алюмохромового катализатора, циркулирующего в системе реактор-регенератор, включающая узел приготовления исходного сырья (3) смешением свежего и рециклового потоков парафиновых углеводородов в жидком виде, обогреваемые водяным паром испаритель (4) исходного сырья и подогреватель (теплообменник для подогрева) (20) полученных паров сырья, установленный на трубопроводе (5) контактного газа дегидрирования вертикальный кожухотрубный теплообменник (6) для нагрева паров сырья за счет тепла контактного газа при подаче нагреваемых паров сырья в межтрубное пространство теплообменника (6) противоточно контактному газу, подаваемому в трубное пространство, включающая также печь (9) для перегрева паров сырья перед их подачей в реактор (10) на дегидрирование, отличающаяся тем, что для образования в установке совмещенной системы из двух ступеней нагрева паров сырья в одном кожухотрубном теплообменнике (6) установка снабжена трубопроводом (8) для подачи части исходного сырья в жидком виде в теплообменник (6), при этом трубопровод (8) связан с кожухом теплообменника (6) в средней части или в верхней части, разделяя теплообменник (6) на верхнюю высокотемпературную и нижнюю низкотемпературную ступени нагрева паров сырья.4. Installation for the production of olefinic hydrocarbons by dehydrogenation of C 3 -C 5 paraffin hydrocarbons in a fluidized bed of finely dispersed aluminum-chromium catalyst circulating in the reactor-regenerator system, including a feedstock preparation unit (3) by mixing fresh and recycled paraffin hydrocarbon streams in liquid form, heated by water steam evaporator (4) of the feedstock and a heater (heat exchanger for heating) (20) of the obtained vapor of the feedstock installed on the pipeline (5) of the dehydrogenation contact gas an oval shell-and-tube heat exchanger (6) for heating the vapor of the feed due to the heat of the contact gas when feeding heated vapor of the feed into the annulus of the heat exchanger (6) countercurrent to the contact gas supplied to the pipe space, which also includes a furnace (9) for overheating of the vapor of the feed before being fed into dehydrogenation reactor (10), characterized in that for the formation in the installation of a combined system of two stages of heating the vapor of raw materials in one shell-and-tube heat exchanger (6), the installation is equipped with a pipeline (8) for supplying part liquid feedstock to the heat exchanger (6), while the pipeline (8) is connected to the casing of the heat exchanger (6) in the middle or upper part, dividing the heat exchanger (6) into the upper high-temperature and lower low-temperature stages of heating of the vapor of the raw material. 5. Установка по п. 4, отличающаяся тем, что штуцера в кожухе теплообменника (6) оборудованы форсунками (21) для мелкодисперсного распыления жидкого сырья в межтрубном пространстве теплообменника (6).5. Installation according to claim 4, characterized in that the fittings in the casing of the heat exchanger (6) are equipped with nozzles (21) for finely dispersed liquid raw materials in the annular space of the heat exchanger (6). 6. Установка по пп. 4, 5, отличающаяся тем, что теплопередающая поверхность второй высокотемпературной ступени нагрева паров сырья составляет 15-50% от общей поверхности системы нагрева.6. Installation according to paragraphs. 4, 5, characterized in that the heat transfer surface of the second high-temperature stage of heating the vapor of raw materials is 15-50% of the total surface of the heating system.
RU2017130767A 2017-08-30 2017-08-30 Technological scheme of dehydration device of paraffin hydrocarbons c3-c5 (versions) RU2643366C1 (en)

Priority Applications (3)

Application Number Priority Date Filing Date Title
RU2017130767A RU2643366C1 (en) 2017-08-30 2017-08-30 Technological scheme of dehydration device of paraffin hydrocarbons c3-c5 (versions)
CN201880038232.2A CN110740984A (en) 2017-08-30 2018-08-27 Process layout (variants) of a plant for the dehydrogenation of C3-C5 paraffins
PCT/RU2018/000563 WO2019045600A1 (en) 2017-08-30 2018-08-27 Process layout of a plant for the dehydrogenation of с3-с5 paraffin hydrocarbons (variants)

Applications Claiming Priority (1)

Application Number Priority Date Filing Date Title
RU2017130767A RU2643366C1 (en) 2017-08-30 2017-08-30 Technological scheme of dehydration device of paraffin hydrocarbons c3-c5 (versions)

Publications (1)

Publication Number Publication Date
RU2643366C1 true RU2643366C1 (en) 2018-02-01

Family

ID=61173600

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
RU2017130767A RU2643366C1 (en) 2017-08-30 2017-08-30 Technological scheme of dehydration device of paraffin hydrocarbons c3-c5 (versions)

Country Status (3)

Country Link
CN (1) CN110740984A (en)
RU (1) RU2643366C1 (en)
WO (1) WO2019045600A1 (en)

Cited By (2)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
RU2671867C1 (en) * 2018-03-22 2018-11-07 Акционерное общество "Специальное конструкторско-технологическое бюро "Катализатор" Method for obtaining olefin hydrocarbons
RU2678094C1 (en) * 2018-11-21 2019-01-23 Акционерное общество "Специальное конструкторско-технологическое бюро "Катализатор" Heat recovery in decomposition of paraffin hydrocarbons

Families Citing this family (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US20230211331A1 (en) * 2021-12-30 2023-07-06 Uop Llc Process and apparatus for reacting feed with a fluidized catalyst with a reduction in catalyst loss during startup

Citations (7)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US4009217A (en) * 1975-05-06 1977-02-22 Universal Oil Products Company Process for production and dehydrogenation of ethylbenzene
US5489725A (en) * 1992-11-06 1996-02-06 Institut Francais Du Petrole Process and device for catalytic dehydrogenation of a C2+ paraffinic charge comprising means for inhibiting the freezing of water in the effluent
RU2129111C1 (en) * 1998-01-05 1999-04-20 Открытое акционерное общество Научно-исследовательский институт "Ярсинтез" Plant for dehydrogenation of paraffin hydrocarbons c3-c5
RU2136358C1 (en) * 1993-07-05 1999-09-10 Паккинокс Method and device for temperature monitoring (modifications) and method for catalytic dehydrogeneration of hydrocarbons
RU2002128898A (en) * 2002-10-28 2004-04-27 Георгий Трофимович Щербань METHOD FOR PRODUCING OLEFIN HYDROCARBONS
US20150210613A1 (en) * 2012-08-30 2015-07-30 Technip Process Technology, Inc. Method for reducing energy consumption in a process to produce styrene via dehydrogenation of ethylbenzene
RU2591159C1 (en) * 2015-06-03 2016-07-10 Публичное Акционерное Общество "Нижнекамскнефтехим" Plant for dehydrogenation of paraffins or isoparaffins c3-c5 in chromia-alumina catalyst fluidised bed

Family Cites Families (6)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US4400569A (en) * 1981-10-27 1983-08-23 Cosden Technology, Inc. Method and apparatus for dehydrogenation of alkylaromatic compounds to produce vinylaromatic monomers
RU2224735C1 (en) * 2002-10-28 2004-02-27 Щербань Георгий Трофимович Olefin hydrocarbon production process
CN101279883A (en) * 2007-04-04 2008-10-08 中国石油化工股份有限公司 Method for heating ethylbenzene by ethylbenzene dehydrogenation reaction
US8624074B2 (en) * 2010-03-22 2014-01-07 Uop Llc Reactor flowscheme for dehydrogenation of propane to propylene
CA2703317A1 (en) * 2010-05-06 2011-11-06 Aker Solutions Canada Inc. Shell and tube heat exchangers
CN103449951A (en) * 2013-09-04 2013-12-18 山东垦利石化集团有限公司 Butane dehydrogenation process technology

Patent Citations (7)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US4009217A (en) * 1975-05-06 1977-02-22 Universal Oil Products Company Process for production and dehydrogenation of ethylbenzene
US5489725A (en) * 1992-11-06 1996-02-06 Institut Francais Du Petrole Process and device for catalytic dehydrogenation of a C2+ paraffinic charge comprising means for inhibiting the freezing of water in the effluent
RU2136358C1 (en) * 1993-07-05 1999-09-10 Паккинокс Method and device for temperature monitoring (modifications) and method for catalytic dehydrogeneration of hydrocarbons
RU2129111C1 (en) * 1998-01-05 1999-04-20 Открытое акционерное общество Научно-исследовательский институт "Ярсинтез" Plant for dehydrogenation of paraffin hydrocarbons c3-c5
RU2002128898A (en) * 2002-10-28 2004-04-27 Георгий Трофимович Щербань METHOD FOR PRODUCING OLEFIN HYDROCARBONS
US20150210613A1 (en) * 2012-08-30 2015-07-30 Technip Process Technology, Inc. Method for reducing energy consumption in a process to produce styrene via dehydrogenation of ethylbenzene
RU2591159C1 (en) * 2015-06-03 2016-07-10 Публичное Акционерное Общество "Нижнекамскнефтехим" Plant for dehydrogenation of paraffins or isoparaffins c3-c5 in chromia-alumina catalyst fluidised bed

Cited By (4)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
RU2671867C1 (en) * 2018-03-22 2018-11-07 Акционерное общество "Специальное конструкторско-технологическое бюро "Катализатор" Method for obtaining olefin hydrocarbons
WO2019182475A1 (en) * 2018-03-22 2019-09-26 Акционерное общество "Специальное конструкторско-технологическое бюро "Катализатор" Method for producing olefinic hydrocarbons
RU2678094C1 (en) * 2018-11-21 2019-01-23 Акционерное общество "Специальное конструкторско-технологическое бюро "Катализатор" Heat recovery in decomposition of paraffin hydrocarbons
WO2020106177A1 (en) * 2018-11-21 2020-05-28 Акционерное общество "Специальное конструкторско-технологическое бюро "Катализатор" Heat recovery in paraffin hydrocarbon dehydrogenation processes

Also Published As

Publication number Publication date
CN110740984A (en) 2020-01-31
WO2019045600A1 (en) 2019-03-07

Similar Documents

Publication Publication Date Title
RU2643366C1 (en) Technological scheme of dehydration device of paraffin hydrocarbons c3-c5 (versions)
RU2619114C2 (en) Method of oxidative dehydrogenation of low-emission for butadiene obtaining
US4361478A (en) Method of preheating hydrocarbons for thermal cracking
WO2014071842A1 (en) Process and apparatus for controlling catalyst in reaction zones, purifying, heat exchanging and cooling regenerant
US2448257A (en) Process for converting hydrocarbon gases
US2572664A (en) Manufacture of acetylene
NO177850B (en) Process for oxidizing ethane to acetic acid in a fluidized bed
US20150361010A1 (en) Apparatus and process for the conversion of methane into acetylene
CN107941047A (en) A kind of heat exchanger, the four Hydrogenation iso-butane device and method of mixing carbon using the heat exchanger
CN110630998B (en) Heat exchange process and heat exchange system of ethylene cracking furnace
CN214400306U (en) Two-stage system for methanol synthesis
US20160229768A1 (en) Methane Conversion Apparatus and Process Using a Supersonic Flow Reactor
RU2671867C1 (en) Method for obtaining olefin hydrocarbons
RU2642440C1 (en) Shell-and-tube heat exchangers in processes of hydrocarbon degradation c3-c5 (versions)
US20140056766A1 (en) Methane Conversion Apparatus and Process Using a Supersonic Flow Reactor
CN103965001B (en) Butylene oxidation-dehydrogenation reaction heat recovery method
US11479521B2 (en) Methods for making light olefins from different feed streams
RU2655924C1 (en) Method for obtaining olefin hydrocarbons
CN103788990B (en) A kind of steam cracking method
US20140058167A1 (en) Methane Conversion Apparatus and Process Using a Supersonic Flow Reactor
CN104946305A (en) Catalytic cracking reaction method
US20140058164A1 (en) Methane Conversion Apparatus and Process Using a Supersonic Flow Reactor
US4384160A (en) Prequench of cracked stream to avoid deposits in downstream heat exchangers
CN109126640B (en) Slurry bed reaction system and Fischer-Tropsch synthesis reaction method
US2483494A (en) Catalytic converter