WO2020106177A1 - Рекуперация тепла в процессах дегидрирования парафиновых углеводородов - Google Patents

Рекуперация тепла в процессах дегидрирования парафиновых углеводородов

Info

Publication number
WO2020106177A1
WO2020106177A1 PCT/RU2019/000789 RU2019000789W WO2020106177A1 WO 2020106177 A1 WO2020106177 A1 WO 2020106177A1 RU 2019000789 W RU2019000789 W RU 2019000789W WO 2020106177 A1 WO2020106177 A1 WO 2020106177A1
Authority
WO
WIPO (PCT)
Prior art keywords
water
stage
scrubber
contacting
contact gas
Prior art date
Application number
PCT/RU2019/000789
Other languages
English (en)
French (fr)
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"
Publication of WO2020106177A1 publication Critical patent/WO2020106177A1/ru

Links

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
    • Y—GENERAL TAGGING OF NEW TECHNOLOGICAL DEVELOPMENTS; GENERAL TAGGING OF CROSS-SECTIONAL TECHNOLOGIES SPANNING OVER SEVERAL SECTIONS OF THE IPC; TECHNICAL SUBJECTS COVERED BY FORMER USPC CROSS-REFERENCE ART COLLECTIONS [XRACs] AND DIGESTS
    • Y02—TECHNOLOGIES OR APPLICATIONS FOR MITIGATION OR ADAPTATION AGAINST CLIMATE CHANGE
    • Y02P—CLIMATE CHANGE MITIGATION TECHNOLOGIES IN THE PRODUCTION OR PROCESSING OF GOODS
    • Y02P20/00—Technologies relating to chemical industry
    • Y02P20/10—Process efficiency

Definitions

  • the invention relates to processes for the production of olefinic hydrocarbons by dehydrogenation of paraffin hydrocarbons in a fluidized bed of catalyst and relates to heat recovery in these processes.
  • a known method of producing olefin hydrocarbons by dehydrogenation of paraffin hydrocarbons by passing vapors of butane, isobutane, isopentane through a fluidized bed of aluminum-chromium catalyst at a temperature of 530-590 ° C including cooling the contact gas using recovery boilers by evaporating the steam condensate with the output of the resulting steam to the factory network and further cooling of the contact gas to 60-70 ° C in a single-stage scrubber, irrigated with water circulating in the scrubber, cooled in a heat exchanger-cooler by supplying recycled industrial water to the heat exchanger, subsequent compression, condensation and separation of the paraffin-olefin fraction by distillation of the resulting hydrocarbon condensate ( NN Lebedev, "Chemistry and technology of basic organic and petrochemical synthesis", Publishing house “Chemistry", M., 1988, S. 468-470).
  • the disadvantage of this method is the high temperature of the contact gas at the outlet of the scrubber, which is accompanied by a large ablation of water vapor and, accordingly, high energy costs during further processing of the contact gas associated with the condensation of water vapor, the allocation and purification of the resulting water condensate, as well as the high temperature of the contact gas at the inlet to the scrubber and at the compressor inlet, which complicates its operation and reduces productivity, leads to inefficient use of contact gas heat, high consumption of recycled industrial water supplied to the heat exchanger for cooling the scrubber circulation water.
  • the feed vapor is fed into the tube space of the shell-and-tube heat exchanger-heater, where it is also heated with contact gas heat to a temperature of 275 ° C and then sent to a tube furnace, in which it is heated to a temperature of 530-550 ° C.
  • a tube furnace in which it is heated to a temperature of 530-550 ° C.
  • superheated vapors of n-butane at a pressure of 0.15 MPa are fed into the reactor with a fluidized bed of catalyst.
  • Dehydrogenation is carried out at a temperature of 580 ° C.
  • the dehydrogenation contact gas exiting the reactor is used as a heat carrier for evaporation of liquid feed and heating of feed vapor.
  • the contact gas flows countercurrently to the feed vapors, first in the annulus of the heat exchanger-vapor heater, and then in the tube space of the heat exchanger-evaporator. Then, the cooled contact gas is supplied for further cooling and purification in a single-stage scrubber, irrigated with water circulating in the scrubber, which is cooled in the refrigerator-cooler, and then is directed to the isolation of butylene.
  • a disadvantage of the known method is the use of contact gas contaminated with catalyst dust and containing high boiling hydrocarbons condensing under the conditions of operation of the evaporator in the heat exchanger-evaporator. Contamination of the heat transfer surface of the heat exchanger-evaporator with deposits of catalyst and resins determines the unreliability and inefficiency of the evaporation unit of the feedstock and, as a result, the instability of the installation in the known method.
  • the supply of contaminated contact gas to the annular space of the heat exchanger-heater leads to a deterioration in heat transfer in the heat exchanger-heater as well, while it is very difficult and even impossible to completely clean the annular space of the heat exchanger-heater.
  • the disadvantage of this method also relates to the inefficiency of cleaning the contact gas in a single-stage scrubber and high consumption of recycled industrial water supplied to the cooler cooler.
  • a known method of producing olefin hydrocarbons by dehydrogenation of paraffin hydrocarbons in a fluidized bed of an aluminum-chromium catalyst including evaporation of raw materials, heating of the vapors due to the heat of contact gas and their overheating in an oven, followed by dehydrogenation, cooling of the contact gas to 125-180 ° C due to evaporation of aqueous condensate in the recovery boiler to produce water vapor with a pressure of 0.85 MPa and in the heat exchangers installed after the boiler, used to produce low-temperature water vapor or to heat the supply of the recovery boiler with water condensate, in which further contact gas is cooled in a plate scrubber irrigated with water, separated by a plate with a blank plate in water, into two contacting stages using two circulation circuits, the lower one without cooling and the upper one with cooling of the circulating water in a heat exchanger-cooler with supply of recycled industrial water; the temperature of the contact gas after the scrubber reaches 30-35 ° C
  • the resulting low-pressure steam does not find full use due to the lack of a sufficient number of low-temperature consumers in production.
  • the required heat load of the heat exchangers is very small and insufficient to organize a full-fledged cooling stage of the contact gas in the indicated embodiment.
  • the circulation water in the upper circuit of the scrubber is cooled in two stages - in a heat exchanger cooled by recycled industrial water, and in an air-cooled heat exchanger.
  • the closest in technical essence and the achieved result is a method of producing n-butylenes by dehydrogenation of n-butane in a fluidized bed of finely dispersed aluminum-chromium catalyst (I. L. Kirpichnikov, V. V. Beresnev, L. M. Popov, “Album of technological schemes of the main industries synthetic rubber "," Chemistry ", Leningrad, 1986, pp. 8-14).
  • the catalyst circulates in the reactor-regenerator system.
  • the method includes preparing the feedstock by mixing fresh and recycle butane fraction streams in liquid form, evaporating the feedstock in an evaporator heated with hot process water with a temperature of 82-98 ° C, obtained at the stage of subsequent dehydrogenation of the obtained n-butylenes to butadiene in a two-stage production of butadiene from n-butane (II Yukelson, “Technology of basic organic synthesis”, M., Chemistry Publishing House, 1968, p.
  • the resulting contact gas is cooled to 300-400 ° C in the recovery boiler by evaporation of water condensate to produce secondary water vapor, as well as in a disk scrubber irrigated with water, and divided into two stages by an overflow plate independent circuits of water circulation in each step.
  • the hot water circulating in the upper circuit is cooled by the supplied industrial industrial water in a heat exchanger-cooler and fed to the irrigation of the upper part of the scrubber.
  • the cooling of the circulating water in the upper circuit of the scrubber is also carried out in two stages - in a heat exchanger cooled by recycled industrial water, and in an air-cooled heat exchanger. Water in the lower circuit circulates without cooling.
  • the upper circulation circuit is fed with fresh water.
  • the contact gas cooled in a scrubber to a temperature of 50 ° C after separation of water droplets is sent to the compressor inlet for compression and condensation of the paraffin-olefin fraction and then to the separation of the obtained olefinic hydrocarbons, as well as unreacted paraffin hydrocarbons with the direction of the latter to recycling for dehydrogenation.
  • the high temperature of the contact gas in front of the scrubber also requires additional cooling of the circulation water in the upper and / or lower the circulation circuit by installing additional air-cooled refrigerators, especially when working at high loads and during the summer period of operation;
  • the high temperature of the contact gas after the scrubber - in front of the compressor leads to a large ablation of water vapor with the contact gas and requires high costs for the subsequent condensation of the vapor before the contact gas is supplied to the compressor, and also limits the operation of the dehydrogenation unit at higher loads for raw materials, creates increased pressure in the reactor, which reduces the selectivity of dehydrogenation processes;
  • the aim of the present invention is to improve the energy balance of the processes of dehydrogenation of paraffin hydrocarbons by making more efficient use of contact gas heat, reducing the amount of water vapor used, reducing the consumption of recycled industrial water and electricity, using low-temperature heat from the circulation water of the cooling scrubber and cleaning the contact gas, and stabilizing the operation of the scrubber in optimal temperature range and increase the performance of paraffin hydrocarbon dehydrogenation plants.
  • the cooling of the contact gas before feeding it to the scrubber 22 can be carried out sequentially by heating the vapor of the feedstock in the quenching coil 9 located in the separation zone of the reactor 6, and then in one or two waste heat boilers 14, 15 to produce secondary water vapor due to the evaporation of water condensate, or in a waste heat boiler 14 to obtain secondary water vapor due to the evaporation of water condensate, and then in the heat exchanger installed after the waste heat boiler 14 by heating the vapor of the feedstock or in a heat exchanger installed after the reactor 6, by heating the vapor of the feedstock.
  • Sludge water from the cube of the first contacting stage 24 of the scrubber 22 can be sent for treatment to a sump 28 to thicken and remove the trapped catalyst and a layer of condensed high boiling hydrocarbons from the system when the clarified water is returned to the second stage of contacting 25.
  • Sludge water from the cube of the first contacting stage 24 can also be sent for purification to a settling tank 28 for thickening and withdrawing from the system a trapped catalyst with high boiling hydrocarbons adsorbed on it when the clarified water is returned to irrigation of the second contacting stage 25.
  • Sludge water from the cube of the first contacting stage 24 can also be sent for cleaning to a centrifuge 39 to thicken and remove the trapped catalyst from the system with high boiling hydrocarbons adsorbed on it when the clarified water is returned to the cube of the first contacting stage 24.
  • Sludge water from the cube of the first contacting stage 24 of the scrubber 22 can be sent for purification in an amount of 0.04-0.4 m per ton of contact gas supplied.
  • the scrubber 22 can be fed with chemically purified water or steam-water condensate according to the level in the cube of the scrubber 22.
  • Heating of liquid raw materials, evaporation and heating of the resulting vapors can be carried out in a combined heat exchanger-evaporator.
  • the resulting vapor of raw materials can be additionally heated in the heater 5 by the supplied steam. Vapors of raw materials before being fed into the reactor 6 can be overheated in the coils 11 of the furnace 10 by burning gaseous fuels.
  • the catalyst slurry obtained during the dehydrogenation processes with high-boiling hydrocarbons adsorbed on the catalyst can be sent to the fluidized bed of the regenerator, a layer of high-boiling hydrocarbons trapped in the settling tank 28 can be sent to combustion or further processing by known methods, the contact gas can be dry cleaned from the catalyst dust in the external cyclone installed in front of the scrubber 22, the catalyst dust trapped in the external cyclone can be returned to the fluidized bed of the regenerator; the excess amount of fine fractions of the dusty catalyst accumulated in the reactor-regenerator system can be removed from the recovery zone of the regenerator by known methods.
  • Dehydrogenation can be carried out at a volumetric feed rate to the reactor of 120-180 hours 1 and a temperature of 530-600 ° C.
  • a set of basic parameters of the operation of the scrubber for cooling and cleaning the contact gas which determines the optimal thermal mode of operation of the scrubber as a whole, and provides the necessary amount of heat in the circulating water flows of the first and second contact stages, sufficient for heating the liquid raw material with the circulation water of the first stage, as well as evaporation liquid raw materials or their simultaneous heating, evaporation and heating of the resulting vapors with heat from the second stage circulation water stream in an acceptable range of contact gas temperature at the inlet and outlet of the scrubber.
  • the temperature of the contact gas at the inlet to the scrubber is higher than 250 ° C, the temperature of the contact gas at the exit of the scrubber exceeds 40 ° C, which on the one hand leads to a low level of heat utilization of the contact gas, and on the other, to a significant increase in the cost of further processing of the contact gas .
  • the temperature of the contact gas at the inlet to the scrubber drops to a temperature below 160 ° C, the heat content of the water flows circulating in the scrubber does not balance with the required heat of the respective consumers (a shortage of supplied heat is created).
  • Quenching of the contact gas in the first stage of contacting to a temperature above 74 ° C (at the entrance to the second stage) leads to excessive evaporation of water in the first stage and, accordingly, to excessive heat load of the second stage, in which the amount of heat transferred by the circulating water exceeds the required (creates an excess of heat supplied to consumers). With a decrease in the temperature of quenching below 62.5 ° C, a deficit of heat supplied to consumers is created.
  • the bubble contact system is characterized by low gas velocities in the free section of the apparatus (preferably 1.0-1.3 m / s) and in the plate openings (up to 6 m / s) when the gas content of the liquid layer on the plate is less than 0.5 m / m, which leads to an increase in the diameter of the scrubbers used in the prototype.
  • the insufficient level of heat and mass transfer in the scrubber according to the prototype is only partially compensated by the number of gratings, however, it does not provide the requirements for the implementation of the process according to the invention.
  • plates with a foam contacting mode can be used in a scrubber for cooling and purifying contact gas of dehydrogenation, which, with a significant increase in gas velocity in the apparatus and plate openings, can turbulence a gas-liquid system with its transformation into a highly mobile unstable but dynamically stable foam due to the kinetic energy of the gas .
  • there is a significant decrease in diffusion and thermal resistances at the interface between the liquid and gas phases and continuous updating of the phase contact which leads to a significant increase in the intensity of heat and mass transfer (I.P. Mukhlenov and E.Ya. Tart “Foam Regime and Foam Apparatus”, Chemistry Publishing House, 1977, pp. 12-28).
  • the foam mode is carried out in the range of linear gas velocities in the apparatus of 1.3–3.5 m / s, preferably 1.5–2 m / s, and gas velocity in the plate openings of 6–13 m / s with gas content of the layer (gas volume fraction in foam) - 0.5-0.9 m / m and provides the requirements of the process according to the invention.
  • the foam contacting mode can be implemented in the proposed method using counterflow failure plates without overflow devices, as well as failure plates with overflow devices and the cross movement of liquid and gas with a corresponding increase in gas velocity in the plate openings.
  • the hydrodynamic mode of operation of the plates with the foam contacting mode is more stable compared to the plates operating in the bubble mode due to the high gas velocities in the scrubber section and in the plate openings, as well as due to the high height of the foam layer on the plate, determined by the height of the overflow side devices.
  • the scrubber plates in the implementation of the method according to the invention can be made of separate grates, pipes, rods or corners with slots between them, as well as in the form of a perforated sheet with evenly spaced openings of round, slit-shaped and any other shape.
  • a Venturi scrubber can also be used, which is a combination of an irrigated mixing pipe with a restriction (neck) and a droplet eliminator.
  • the gas velocity in the neck of the venturi can be in the range of 30-160 m / s with specific gas irrigation with liquid - 0, 5-2, 0 l / m 3 .
  • the relative length of the neck is 0.15 d (where d is the diameter of the neck); confuser opening angle 280 °; at a diffuser opening angle of 70 °, the dust content of the contact gas can be 30 g / m, the maximum gas temperature is 400 ° C, and the hydraulic resistance is 6-12 kPa.
  • a cube of the first stage of the scrubber can be used.
  • Known various Venturi pipe designs can be used, for example, pipes with an adjustable neck diameter or others (patent RU 2413571).
  • failure countercurrent plates operating in the foam mode can be used, as well as regular low-volume nozzles, such as, for example, those discussed in patents RU 2225753, 2113900, etc.
  • Figure 1 shows a diagram of a plant for the production of isoamylenes by isopentane dehydrogenation.
  • Figure 2 shows a diagram of a plant for the production of isobutylene by isobutane dehydrogenation.
  • Fig. 3 shows a diagram of an installation for the production of butylene by butane dehydrogenation.
  • Figure 4 shows graphs of fractional capture efficiency in the prototype and the proposed contact gas purification system.
  • the method is illustrated by examples using dehydrogenation plants, the preferred schemes of which are shown in FIGS. 1-3. These schemes are not unique to the implementation of the proposed method.
  • the amount of contact gas includes auxiliary streams supplied to the dehydrogenation system. In the implementation of the processes using aluminum-chromium catalyst AOK-73-24.
  • the diameter of the reactor and regenerator is 5.1 m.
  • the surface of quench coils in the reactor is 128 m 2 .
  • the surface of the liquid feed heater is 99 m (2 pcs).
  • the surface of the raw material evaporator is 150 m 2 .
  • the volume of the separator is 6.3 m 3 .
  • the surface of the raw material vapor heater is 81m 2 .
  • the surface of the recovery boiler is 495 m.
  • the surface of the heat exchanger on the circulating water of the upper circuit of the scrubber is 600 m 2 (2 pcs).
  • the diameter of the scrubber is (3, 2-2.6) m.
  • the volume of the sump is 125 m 3 .
  • FIG. 1 shows a diagram of a plant for the production of isoamylenes by isopentane dehydrogenation.
  • the installation comprises a pipeline 1 for supplying a feedstock containing a mixture of fresh isopentane and isopentane-recycle in liquid form, a heater for liquid feedstock 2, an evaporator of feedstock 3 with a separator 4, a heater for the obtained vapor of feedstock 5, a reactor 6 with a sectioned grating, a fluidized catalyst bed, quenching a coil 9 of a reactor 6 installed above a fluidized bed for heating the feed vapor with heat of the dehydrogenation contact gas, a furnace 10 with coils 11 for overheating the feed vapor before feeding them into the reactor 6.
  • Two waste heat boilers 14 and 15 with steam collectors are installed in series on the contact gas pipeline 13 16 and 17, respectively.
  • the installation also contains a scrubber for water washing and cooling of the contact gas 22, separated by a blank overflow plate 23 into the first (lower) 24 and second (upper) 25 stages (sections) of contacting. Both stages (sections) of contacting contain heat and mass transfer devices in the form of failed countercurrent plates operating in the foam mode (in the prototype, operating in bubble mode).
  • the scrubber assembly has a heat exchanger 26 for cooling the water circulating in the upper section 25 by supplying industrial circulating water to the heat exchanger 26 through the pipeline 27, as well as a settling tank 28 for withdrawing from the system of condensed catalyst sludge through the pipeline 35 and a layer of high boiling hydrocarbons through the pocket 36 of the settling tank 28 pipeline 40.
  • the installation comprises a pump 29 for circulating water in the upper contacting stage 25, a pump 30 for circulating hot water in the lower contacting stage 24, a pump 31 for supplying clarified water from the settler 28 to the inlet of the pump 29 and then to irrigate the second contacting stage 25.
  • the feedstock containing a mixture of fresh and recycled isopentane is supplied in liquid form in an amount of 40.6 t / h via pipeline 1 under a pressure of 578 kPa to heater 2, where it is heated to 70 ° C (according to the invention, it is heated with hot water from the first contacting stage 24 scrubber 22, and in the prototype - heated by steam).
  • the raw material enters through the separator 4 to the evaporator 3, where it is evaporated at a temperature of 80-90 ° C with warm steam.
  • the resulting vapor is then heated with steam in a heater 5 to 110 ° C and then in the quenching coil 9 of the reactor 6 to 154 ° C.
  • the coolant supplied - water vapor has a pressure of 13 atm.
  • the feed vapors enter the coils 11 of the furnace 10, where they overheat to a temperature of 500 ° C by heat from the combustion in the furnace 10 of the gaseous fuel supplied through pipeline 12 and enter the dehydrogenation reactor 6 with a fluidized bed of an aluminum-chromium catalyst circulating in the reactor-regenerator system through a pipe 8 from reactor 6 to the regenerator and through pipe 7 from the regenerator to reactor 6.
  • Dehydrogenation is carried out at a volumetric feed rate of 120 hours 1 and a temperature of 530 ° C.
  • the dehydrogenation contact gas exits the reactor at a temperature of 505 ° C and then enters sequentially operating waste heat boilers 14 and 15 with steam collectors 16 and 17, fed through pipelines 18 and 19 with water condensate. Received in waste heat boilers 14, 15 water vapor through pipelines 20 and 21 is sent to the factory network. Through a pipe 32 through a filter 33, water is drained from the cube of the upper contact stage 25. After the waste heat boilers 14, 15, the contact gas at a temperature of 250 ° C is fed through a pipe 13 for cooling and cleaning to a scrubber 22.
  • the cooled and cleaned contact gas from the scrubber 22 is directed at a temperature of 40 ° C (according to the invention) or 45 ° C (according to the prototype) to a food compressor and then to the condensation and separation unit of the resulting olefinic hydrocarbons (not shown in the diagram).
  • FIG. 2 shows a diagram of a plant for the production of isobutylene by isobutane dehydrogenation.
  • the installation contains a pipeline 1 for supplying a feedstock containing a mixture of fresh isopentane fed through a pipe 2 and liquid isopentane-recycle 41 through a pipe 41, a feedstock evaporator 3 with a separator 4 and a heater 5 for the obtained feed vapor heated by water vapor, a heater 36 raw materials by heat of contact gas, a furnace 10 with coils 11 for overheating of the vapor of the raw material before feeding them into the reactor 6 with a grid-partitioned catalyst fluidized bed.
  • a waste heat boiler 14 is installed on the contact gas pipeline 13 with a steam collector 16, fed through the pipeline 18 with water condensate.
  • the water vapor received in the recovery boiler 14 is sent via pipeline 20 to the factory network.
  • the installation also contains a scrubber for water washing and cooling of the contact gas 22, separated by a blank overflow plate 23 into the lower 24 and upper 25 sections (steps) of contacting.
  • the lower section (first contacting step) 24 according to the invention includes a venturi scrubber consisting of a mixer pipe 37 and a droplet eliminator, located in the cube of the lower section 24 of the scrubber 22 (in the prototype, the lower and upper sections contain failed countercurrent plates operating in bubbling mode).
  • the upper section (second contacting stage) 25 of the scrubber 22 according to the invention contains a failed countercurrent plates operating in the foam mode.
  • the scrubber assembly has a heat exchanger for cooling the circulating water in the upper section by supplying industrial circulating water to the heat exchanger, as well as a sump for removing catalyst slurry from the system containing a catalyst with high-boiling hydrocarbons adsorbed on it.
  • the installation according to the invention comprises a pump 29 for circulating water in the upper contacting stage 25 of the scrubber 22 through a heat exchanger-evaporator of raw materials 3, a pump 30 for circulating hot water in the lower contacting stage 24 of the scrubber 22 and supplying part of the circulating water for cleaning to the sump 28, pump 31 - for supplying clarified water from the sump 28 to the upper section 25 (upper circulation circuit) of the scrubber 22.
  • the feedstock in an amount of 40 t / h, containing a mixture of fresh and recycled isobutane, is supplied in liquid form through a pipe 1 under a pressure of 331-628 kPa through a separator 4 to an evaporator 3, where it evaporates at a temperature of 19-45 ° ⁇ using heat from a water stream, circulating in the upper stage 25 of the scrubber 22, (or the heat of water vapor in the prototype).
  • the resulting vapors are then heated with water vapor in a heater 5 to 70 ° C and then with contact gas heat in a heat exchanger-heater 36 to 160 ° C.
  • the feed vapors enter the coils 11 of the furnace 10, where they overheat to a temperature of 560 ° C by heat from the combustion in the furnace 10 of the gaseous fuel supplied through the pipe 12, and enter the dehydrogenation reactor 6 with a fluidized bed of an aluminum-chromium catalyst circulating in the reactor the regenerator through a pipe 8 from the reactor 6 to the regenerator and through a pipe 7 from the regenerator to the reactor 6.
  • Dehydrogenation is carried out at a volumetric feed rate of 165 hours 1 and a temperature of 575 ° C.
  • the dehydrogenation contact gas enters after the reactor 6 at a temperature of 565 ° C into a waste heat boiler 14 with steam collectors 16, fed through a pipe 18 with water condensate.
  • FIG. 3 shows a diagram of an installation for the production of butylene by butane dehydrogenation.
  • the installation comprises a pipe 1 for supplying a feedstock containing a mixture of fresh butane fed through a pipe 2 and a butane-recycle pipe 41 in liquid form, a feedstock evaporator 3 with a separator 4 and a heater for the obtained vapor of the feedstock 5, heated by water vapor, a feed vapor heater by contact gas heat 38, a reactor 6 with sectioned gratings and a fluidized bed of catalyst.
  • the installation also contains a scrubber for water washing and cooling of the contact gas 22, separated by a blank overflow plate 23 into the lower (first) 24 and upper (second) 25 sections (steps) of contacting.
  • the lower section 24 according to the invention contains non-leveling plates with cross-flow of liquid and gas with overflow devices operating in the foam mode (in the prototype, the lower and upper sections contain failure countercurrent plates operating in the bubbling mode).
  • the upper section 25 according to the invention is a column with a regular nozzle.
  • the scrubber unit has a heat exchanger for cooling the circulating water in the upper section of the water by supplying industrial circulating water to the heat exchanger.
  • the installation has a centrifuge 39 for withdrawing catalyst sludge from the system through a pipe 35 containing a catalyst with high-boiling hydrocarbons adsorbed on it (a prototype sump is installed).
  • the installation according to the invention comprises a pump 29 for circulating water in the upper contacting stage 25 through a heat exchanger-raw material evaporator 3, a pump 30 for circulating hot water in the lower contacting stage 24 and supplying part of the circulating water for cleaning to a centrifuge 39. From the centrifuge 39, clarified water sent to the cube of the first contacting stage 24.
  • the feedstock in an amount of 27 t / h, containing a mixture of fresh and recycled butane, is supplied in liquid form through a pipe 1 under a pressure of 518 kPa through a separator 4 to an evaporator 3, where it is evaporated at a temperature of 47 ° C by the heat of a water stream circulating in the upper stage 25 of the scrubber 22, (or warm water vapor in the prototype).
  • the resulting vapors are then heated with water vapor in a heater 5 to 70 ° C and then with contact gas heat in a heat exchanger-heater 38 to 530 ° C.
  • feed vapors enter the dehydrogenation reactor 6 with a fluidized bed of an aluminum-chromium catalyst circulating in the reactor-regenerator system via pipeline 8 from reactor 6 to the regenerator and via pipeline 7 from the regenerator to reactor 6.
  • Dehydrogenation is carried out at a feed rate of 200 hours 1 and temperature of 600 ° C.
  • the dehydrogenation contact gas exits reactor 6 at a temperature of 590 ° ⁇ , passes heater 38 and at a temperature of 250 ° ⁇ it enters for cooling and purification in a scrubber 22 after which it is cooled to a temperature of 40 ° ⁇ (in the prototype up to 50 ° ⁇ ) through a pipeline 34 to the food compressor and further to the condensation unit and the allocation of the resulting olefinic hydrocarbons (not shown in the diagram).
  • the pipe 32 through the filter 33 produce drainage of water from the cube of the upper stage of contact 25.
  • the pressure in the evaporators and, accordingly, the evaporation temperature of the raw material is determined by the hydraulic resistance of the path: the raw material evaporator is a food compressor and the pressure at the compressor inlet.
  • Table 1 presents data on design parameters, thermal and hydrodynamic conditions of the scrubber for cooling and contact gas purification.
  • Table 2 contains the main results of the contact gas purification system when using various heat and mass transfer devices in the scrubber for contacting the dehydrogenation contact gas and irrigation water.
  • Table 3 contains data on the fractional composition of the catalyst at the entrance to the scrubber.
  • Table 4 shows the composition of the condensed sludge water at the outlet of the treatment system in the dehydrogenation processes of isopentane, isobutane and butane. Figure 4 shows graphs of fractional capture efficiency in the prototype and the proposed contact gas purification system. No signs of clogging of the equipment by catalyst deposits and resins during the test runs of the dehydrogenation plants were found.
  • the technical result of the proposed solution is to increase the degree of purification of the contact gas from catalyst dust and heavy hydrocarbons in a scrubber for cooling and purification of the contact gas dehydrogenation; decrease in contact gas temperature at the inlet and outlet of the scrubber; obtaining hot water suitable for use as a coolant in surface heat exchangers of technological schemes of a dehydrogenation unit, such as a heat exchanger for heating liquid raw materials, an evaporator of liquid raw materials; a significant reduction in water circulation in the steps of contacting the scrubber; reducing the size and power consumption of the equipment of the cooling and purification unit of the contact gas (scrubber, circulation pumps, etc.) or, accordingly, the possibility of increasing the capacity of the installation based on the use of existing equipment; water vapor saving - up to 0.2 t / t of raw materials, industrial water recycling - up to 6.25 t / t of raw materials, energy saving - up to 3.3 kW / t of raw materials.
  • the objective of the invention is achieved, aimed at improving the energy balance of the processes of dehydrogenation of paraffin hydrocarbons by a more rational use of contact gas heat, by reducing the amount of water vapor used, reducing the consumption of recycled industrial water and electricity, using low-temperature heat of circulating water of a cooling and purifying contact gas scrubber, stabilizing the scrubber in the optimal temperature range and increasing the performance of paraffin hydrocarbon dehydrogenation plants.
  • the proposed method can find application in the processes for producing olefin hydrocarbons used in the production of synthetic rubbers, plastics, high-octane gasoline components and other important organic products.
  • Venturi scrubber neck diameter 400 mm; the gas velocity in the neck is 77 m / s.

Landscapes

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

Abstract

Изобретение касается способа получения олефиновых углеводородов дегидрированием соответствующих парафиновых углеводородов в кипящем слое алюмохромового катализатора, циркулирующего в системе реактор-регенератор. Охлаждение и очистку контактного газа в первой ступени контактирования осуществляют в режиме закалки контактного газа путем испарения воды, а во второй ступени контактирования - в режиме конденсации водяного пара, поступающего с контактным газом через глухую переливную тарелку из первой ступени контактирования скруббера, с одновременным возвратом избыточной воды из куба второй ступени контактирования в первую ступень контактирования. Циркуляционную воду первой ступени направляют в качестве теплоносителя в дополнительный теплообменник-нагреватель жидкого сырья и затем возвращают в охлажденном виде на орошение первой ступени, или циркуляционную воду второй ступени направляют в качестве теплоносителя в теплообменник-испаритель на испарение или нагрев жидкого сырья, после чего возвращают в охлажденном виде на орошение второй ступени, причем в качестве первой ступени используют колонну с провальными тарелками, работающими в пенном режиме при противоточном движении орошающей воды и контактного газа через отверстия тарелок.

Description

РЕКУПЕРАЦИЯ ТЕПЛА В ПРОЦЕССАХ ДЕГИДРИРОВАНИЯ
ПАРАФИНОВЫХ УГЛЕВОДОРОДОВ
Область техники
Изобретение относится к процессам получения олефиновых углеводородов дегидрированием парафиновых углеводородов в кипящем слое катализатора и касается рекуперации тепла в указанных процессах.
Предшествующий уровень техники
Известен способ получения олефиновых углеводородов дегидрированием парафиновых углеводородов путем пропускания паров бутана, изобутана, изопентана через псевдоожиженный слой алюмохромового катализатора при температуре 530-590°С, включающий охлаждение контактного газа с использованием котлов-утилизаторов за счет испарения парового конденсата с выводом получаемого водяного пара в общезаводскую сеть и дальнейшее охлаждение контактного газа до 60-70°С в одноступенчатом скруббере, орошаемом циркулирующей в скруббере водой, охлаждаемой в теплообменнике- охладителе путем подачи в теплообменник оборотной промышленной воды, последующее компримирование, конденсацию и выделение парафин-олефиновой фракции ректификацией получаемого углеводородного конденсата (Н.Н. Лебедев, «Химия и технология основного органического и нефтехимического синтеза», Издательство «Химия», М., 1988, с.468- 470).
Недостатком известного способа является высокая температура контактного газа на выходе из скруббера, что сопровождается большим уносом паров воды и, соответственно, большими энергетическими затратами при дальнейшей переработке контактного газа, связанной с конденсацией паров воды, выделением и очисткой получаемого водного конденсата, а также высокая температура контактного газа на входе в скруббер и на всасе компрессора, что затрудняет его работу и снижает производительность, приводит к неэффективному использованию теплоты контактного газа, большому расходу оборотной промышленной воды, подаваемой в теплообменник на охлаждение циркуляционной воды скруббера. Известен также способ дегидрирования н-бутана в н-бутилены в системе реактор-регенератор с кипящим слоем мелкодисперсного алюмохромового катализатора (И.И. Юкельсон, «Технология основного органического синтеза», М., Издательство «Химия», 1968, стр. 180). По этому способу сырье - бутановая фракция - поступает в жидком виде в межтрубное пространство кожухотрубного теплообменника-испарителя на испарение за счет теплоты контактного газа дегидрирования. Далее пары сырья подают в трубное пространство кожухотрубного теплообменника-подогревателя, где подогревают также теплом контактного газа до температуры 275°С и затем направляют в трубчатую печь, в которой перегревают до температуры 530-550°С. Из печи перегретые пары н- бутана при давлении 0,15 мПа подают в реактор с кипящим слоем катализатора. Дегидрирование проводят при температуре 580°С. Контактный газ дегидрирования, выходящий из реактора, используют в качестве теплоносителя для испарения жидкого сырья и подогрева паров сырья. При этом контактный газ проходит противоточно парам сырья сначала в межтрубном пространстве теплообменника-подогревателя паров, а затем в трубном пространстве теплообменника-испарителя. Далее охлажденный контактный газ поступает на дальнейшее охлаждение и очистку в одноступенчатый скруббер, орошаемый охлаждаемой в холодильнике-охладителе циркулирующей в скруббере водой, и затем направляется на выделение бутиленов.
Недостатком известного способа является использование в теплообменнике-испарителе в качестве теплоносителя контактного газа, загрязненного катализаторной пылью и содержащего конденсирующиеся в условиях работы испарителя высококипящие углеводороды. Загрязнение теплопередающей поверхности теплообменника-испарителя отложениями катализатора и смол определяет ненадежность и неэффективность узла испарения сырья и, как следствие, нестабильность работы установки в известном способе. Подача загрязненного контактного газа в межтрубное пространство теплообменника-подогревателя приводит к ухудшению теплопередачи также и в теплообменнике-подогревателе при весьма сложной и даже практической невозможности полной очистки от отложений межтрубного пространства теплообменника-подогревателя. К недостатку известного способа относится также неэффективность очистки контактного газа в одноступенчатом скруббере и большой расход подаваемой в холодильник-охладитель оборотной промышленной воды.
Известен способ получения олефиновых углеводородов дегидрированием парафиновых углеводородов в кипящем слое алюмохромового катализатора, включающие испарение сырья, нагрев полученных паров за счет теплоты контактного газа и их перегрев в печи с последующим направлением на дегидрирование, охлаждение контактного газа до 125-180°С за счет испарения водного конденсата в котле-утилизаторе с получением водяного пара с давлением 0,85 мПа и в теплообменниках, установленных после котла, используемых для получения водяного пара низких параметров или для нагрева питания котла- утилизатора водяным конденсатом, в котором дальнейшее охлаждение контактного газа производят в тарельчатом скруббере, орошаемом водой, разделенном глухой по воде тарелкой на две ступени контактирования с использованием двух циркуляционных контуров, нижнего - без охлаждения и верхнего - с охлаждением циркулирующей воды в теплообменнике-охладителе с подачей оборотной промышленной воды; температура контактного газа после скруббера достигает 30-35°С (патент RU 2224735, МПК С07С5/333, опубл. 27.02.2004).
В указанном способе получаемый пар низкого давления не находит применения в полном объеме в связи с отсутствием в производстве достаточного количества низкотемпературных потребителей. В варианте же нагрева водяного конденсата, подаваемого в котел-утилизатор, требуемая тепловая нагрузка теплообменников весьма мала и недостаточна для организации полноценной ступени охлаждения контактного газа в указанном варианте.
Известен также аналогичный способ получения олефиновых углеводородов, в котором температуру контактного газа на входе в скруббер снижают до 125-150 (180)°С путем его охлаждения в установленных последовательно двух котлах-утилизаторах с получением водяного пара с давлением 1,3 мПа в первом по ходу контактного газа котле и с давлением 0,55- 0,65 мПа во втором, а затем - в дополнительном холодильнике, установленном после котлов-утилизаторов, при подаче в него оборотной промышленной воды; температура контактного газа после скруббера достигает 20-40°С (патент RU 2247702, МПК С07С5/32, опубл. 10.03.2005). При этом в указанных способах (патенты RU 2224735 и RU 2247702) охлаждение циркуляционной воды в верхнем контуре скруббера осуществляют в две ступени - в теплообменнике, охлаждаемом оборотной промышленной водой, и в теплообменнике воздушного охлаждения.
К недостаткам этих способов относится (дополнительно к показанным выше):
- установка на линии контактного газа дополнительных теплообменников, что приводит к увеличению давления в реакторе за счет гидравлического сопротивления указанных теплообменников и соответствующему снижению селективности процессов;
- большие энергозатраты, связанные с потреблением больших количеств оборотной промышленной воды и электроэнергии при использовании теплообменников воздушного охлаждения;
- снижение температуры контактного газа на входе в скруббер до 125- 150°С приводит к конденсации высококипящих компонентов контактного газа (особенно при дегидрировании более тяжелых высококипящих парафиновых углеводородов) в теплообменниках и трубопроводе контактного газа на входе в скруббер и, соответственно, к забивке указанного оборудования отложениями катализатора и смол, к значительному увеличению гидравлического сопротивления тракта контактного газа и, как следствие, к увеличению давления в реакторе и к снижению селективности процессов дегидрирования.
Наиболее близким по технической сущности и достигаемому результату является способ получения н-бутиленов дегидрированием н-бутана в кипящем слое мелкодисперсного алюмохромового катализатора (И.Л. Кирпичников, В.В. Береснев, Л.М. Попов, «Альбом технологических схем основных производств промышленности синтетического каучука», «Химия», Ленинград, 1986, стр. 8- 14). Катализатор циркулирует в системе реактор-регенератор. Способ включает приготовление исходного сырья смешением свежего и рециклового потоков бутановой фракции в жидком виде, испарение исходного сырья в испарителе, обогреваемом горячей технологической водой с температурой 82-98°С, получаемой на стадии последующего дегидрирования полученных н-бутиленов в бутадиен - в двухстадийном производстве бутадиена из н-бутана (И.И. Юкельсон, «Технология основного органического синтеза», М., Издательство «Химия», 1968, стр. 184), нагрев полученных паров сырья в закалочных змеевиках, располагаемых в сепарационной зоне реактора, за счет теплоты контактного газа до температуры 150°С и их перегрев в змеевиках печи до температуры 500-550°С за счет теплоты сгорания подаваемого в печь газообразного топлива с последующим направлением перегретых паров сырья в реактор на дегидрирование, осуществляемое при температуре 530-590°С, давлении 0,125 мПа и объемной скорости подачи сырья 120-180 час 1. После охлаждения контактного газа в закалочных змеевиках реактора полученный контактный газ охлаждается до 300-400°С в котле-утилизаторе за счет испарения водного конденсата с получением вторичного водяного пара, а также в тарельчатом скруббере, орошаемом водой, и разделенном переливной тарелкой на две ступени с независимыми контурами циркуляции воды в каждой ступени. В указанном способе горячая вода, циркулирующая в верхнем контуре, охлаждается подаваемой оборотной промышленной водой в теплообменнике-охладителе и подается на орошение верхней части скруббера. Охлаждение циркуляционной воды в верхнем контуре скруббера осуществляют также в две ступени - в теплообменнике, охлаждаемом оборотной промышленной водой, и в теплообменнике воздушного охлаждения. Вода в нижнем контуре циркулирует без охлаждения. Верхний контур циркуляции имеет подпитку свежей водой. По мере накопления уловленной в нижней секции скруббера катализаторной пыли часть воды из нижней секции выводится на очистку. Охлажденный в скруббере до температуры 50°С контактный газ после сепарации капель воды направляют на всас компрессора на компримирование и конденсацию парафин-олефиновой фракции и далее на выделение полученных олефиновых углеводородов, а также непрореагировавших парафиновых углеводородов с направлением последних в рецикл на дегидрирование.
К основным недостаткам известного способа относятся:
- высокая температура контактного газа перед скруббером (температура на выходе из котла- утилизатора), которая достигает 300-400°С, что определяет низкую эффективность использования теплоты контактного газа при низкой выработке водяного пара в котле-утилизаторе;
- высокая температура контактного газа перед скруббером требует также дополнительного охлаждения циркуляционной воды в верхнем и/или в нижнем контуре циркуляции путем установки дополнительных холодильников воздушного охлаждения, особенно при работе на повышенных нагрузках и в летний период эксплуатации;
- большая тепловая нагрузка на скруббер охлаждения и очистки контактного газа, которая определяет большие эксплуатационные затраты, во многом связанные с большим расходом оборотной промышленной воды при охлаждении циркуляционной воды верхнего контура в поверхностном теплообменнике-охладителе, а также с повышенным расходом электроэнергии на циркуляционных насосах и теплообменниках воздушного охлаждения;
- высокая температура контактного газа после скруббера - перед компрессором (50°С) приводит к большому уносу паров воды с контактным газом и требует больших затрат на последующую конденсацию паров перед подачей контактного газа на компрессор, кроме того ограничивает возможности работы установки дегидрирования на более высоких нагрузках по сырью, создает повышенное давление в реакторе, что снижает селективность процессов дегидрирования;
- низкая эффективность охлаждения и очистки контактного газа от катализаторной пыли и конденсирующихся высококипящих углеводородов в скруббере, связанная главным образом с использованием малоэффективных решетчатых тарелок, работающих в барботажном режиме, что приводит к проскоку катализаторной пыли в продуктовый компрессор, сокращая время межремонтных пробегов последнего, а также к накоплению катализаторного шлама в кубе скруббера второй ступени, к загрязнению воды в верхнем циркуляционном контуре, ограничивая возможности использования указанной воды в качестве теплоносителя в поверхностных теплообменниках.
- ненадежность, неэффективность и технологическая зависимость узла испарения сырья в известном способе, при использовании в качестве теплоносителя горячей воды, получаемой на установке, входящей в состав другого производства (дегидрирование н-бутиленов в бутадиен); закрытие неэффективных двухстадийных производств диеновых углеводородов путем исключения второй стадии дегидрирования олефиновых углеводородов до диеновых привели в настоящее время к использованию в испарителях сырья установок получения олефиновых углеводородов в качестве теплоносителя дорогостоящего водяного пара;
- невозможность использования больших количеств низкотемпературного тепла циркуляционной воды в контурах скруббера.
Раскрытие изобретения
Целью настоящего изобретения является улучшение энергетического баланса процессов дегидрирования парафиновых углеводородов путем более рационального использования теплоты контактного газа, уменьшения количества используемого водяного пара, снижения расхода оборотной промышленной воды и электроэнергии, использования низкотемпературного тепла циркуляционной воды скруббера охлаждения и очистки контактного газа, стабилизации работы скруббера в оптимальном температурном интервале и увеличения производительности установок дегидрирования парафиновых углеводородов.
Указанная цель достигается тем, что в известном способе получения олефиновых углеводородов дегидрированием соответствующих парафиновых углеводородов в кипящем слое алюмохромового катализатора, циркулирующего в системе реактор-регенератор, включающем приготовление смеси жидкого сырья из свежего и рециклового потоков парафиновых углеводородов, его испарение в теплообменнике-испарителе 3, нагрев полученных паров за счет теплоты контактного газа дегидрирования, охлаждение контактного газа в поверхностных теплообменных аппаратах и дальнейшее охлаждение и очистку контактного газа путем контактирования с орошающей водой в двухступенчатом скруббере 22, разделенном глухой переливной тарелкой 23 на первую ступень контактирования 24 в нижней части скруббера 22 с нижним контуром циркуляции воды и на вторую ступень контактирования 25 в его верхней части с верхним контуром циркуляции воды, имеющим теплообменник-охладитель 26 циркулирующей воды, последующее компримирование охлажденного контактного газа, конденсацию и выделение из углеводородного конденсата ректификацией фракции непрореагировавших парафиновых углеводородов с направлением ее в рецикл на дегидрирование и фракции получаемых олефиновых углеводородов, при этом охлаждение и очистку контактного газа в первой ступени контактирования 24 скруббера 22 осуществляют в режиме закалки контактного газа до температуры 62,5-74,0°С путем испарения 3,3-12,04% воды, циркулирующей в первой ступени контактирования 24 с кратностью циркуляции, составляющей 1,06-4,77 т/т подаваемого контактного газа, а во второй ступени контактирования 25 - при кратности циркуляции воды во второй ступени контактирования 25, составляющей 2, 7-4, 8 т/т контактного газа, в режиме конденсации водяного пара, поступающего с контактным газом через глухую переливную тарелку 23 из первой ступени контактирования 24 скруббера 22, с одновременным возвратом избыточной воды из куба второй ступени контактирования 25 скруббера 22 в первую ступень контактирования 24, при этом также циркуляционную воду первой ступени контактирования 24 направляют в качестве теплоносителя в дополнительный теплообменник-нагреватель 2 жидкого сырья и затем возвращают в охлажденном виде на орошение первой ступени контактирования 24 или циркуляционную воду второй ступени контактирования 25 скруббера 22 направляют в качестве теплоносителя в теплообменник- испаритель 3 на испарение жидкого сырья или на его нагрев, последующее испарение и подогрев полученных паров парафиновых углеводородов, после чего возвращают в охлажденном виде на орошение второй ступени контактирования 25 скруббера 22, при этом температуру контактного газа на входе в скруббер 22 снижают до 160-250°С, а на выходе из скруббера - до 24-40°С, причем в качестве первой ступени контактирования 24 используют колонну с провальными тарелками, работающими в пенном режиме при противоточном движении орошающей воды и контактного газа через отверстия тарелок или колонну с непровальными тарелками с переливным устройством, работающими в пенном режиме при перекрестном движении орошающей воды и контактного газа или скруббер Вентури, содержащий трубу-смеситель 37 и каплеуловитель в кубовой части скруббера 22.
При этом в качестве второй ступени контактирования 25 могут использовать колонну с провальными тарелками, работающими в пенном режиме при противоточном движении орошающей воды и контактного газа или колонну с регулярной насадкой.
Охлаждение контактного газа перед подачей его в скруббер 22 могут осуществлять последовательно путем нагрева паров сырья в закалочном змеевике 9, расположенном в сепарационной зоне реактора 6, и далее в одном или двух котлах-утилизаторах 14, 15 с получением вторичного водяного пара за счет испарения водного конденсата, или в котле-утилизаторе 14 с получением вторичного водяного пара за счет испарения водного конденсата, и далее в теплообменнике, установленном после котла-утилизатора 14, путем нагрева паров сырья, или в теплообменнике, установленном после реактора 6, путем нагрева паров сырья.
Шламовую воду из куба первой ступени контактирования 24 скруббера 22 могут направлять на очистку в отстойник 28 для сгущения и вывода из системы уловленного катализатора и слоя сконденсированных высококипящих углеводородов при возврате осветленной воды на орошение второй ступени контактирования 25.
Шламовую воду из куба первой ступени контактирования 24 могут также направлять на очистку в отстойник 28 для сгущения и вывода из системы уловленного катализатора с адсорбированными на нем высококипящими углеводородами при возврате осветленной воды на орошение второй ступени контактирования 25.
Шламовую воду из куба первой ступени контактирования 24 также могут направлять на очистку в центрифугу 39 для сгущения и вывода из системы уловленного катализатора с адсорбированными на нем высококипящими углеводородами при возврате осветленной воды в куб первой ступени контактирования 24.
Шламовую воду из куба первой ступени контактирования 24 скруббера 22 могут направлять на очистку в количестве 0,04—0,4 м на тонну подаваемого контактного газа.
Периодически или непрерывно могут производить дренаж куба второй ступени контактирования 25 скруббера 22.
Подпитка скруббера 22 может осуществляться химочищенной водой или водно-паровым конденсатом по уровню в кубе скруббера 22.
Нагрев жидкого сырья, испарение и подогрев получаемых паров могут осуществлять в совмещенном теплообменнике-испарителе.
Полученные пары сырья могут дополнительно подогревать в подогревателе 5 подаваемым водяным паром. Пары сырья перед подачей в реактор 6 могут перегревать в змеевиках 11 печи 10 за счет сжигания газообразного топлива.
Кроме того, получаемые при осуществлении процессов дегидрирования катализаторные шламы с адсорбированными на катализаторе высококипящими углеводородами могут направлять на сжигание в кипящий слой регенератора, уловленный в отстойнике 28 слой высококипящих углеводородов могут направлять на сжигание или дальнейшую переработку известными способами, контактный газ могут подвергать сухой очистке от катализаторной пыли в выносном циклоне, установленном перед скруббером 22, уловленную в выносном циклоне катализаторную пыль могут возвращать в кипящий слой регенератора, накапливающееся в системе реактор-регенератор избыточное количество мелких фракций пылевидного катализатора могут выводить из сепарационной зоны регенератора известными способами.
Дегидрирование могут проводить при объемной скорости подачи сырья в реактор 120-180 час 1 и температуре 530-600°С.
Основными отличиями предлагаемого способа от известного являются:
- применение в первой ступени контактирования контактного газа и орошающей воды скруббера более эффективных тепло-массообменных устройств, обеспечивающих значительное увеличение степени очистки контактного газа в первой ступени и, как следствие, чистоты циркуляционной воды во второй ступени контактирования, достаточной для теплоиспользования в поверхностных теплообменных аппаратах без забивки указанных устройств и теплообменных поверхностей аппаратов отложениями катализаторной пыли и смол;
- применение во второй ступени контактирования контактного газа и орошающей воды скруббера более эффективных тепло-массообменных устройств, обеспечивающих, в сочетании с повышением эффективности первой ступени, практически полную очистку контактного газа от катализаторной пыли и существенное снижение температуры контактного газа на выходе из скруббера;
- использование низкотемпературного тепла потока циркуляционной воды первой ступени контактирования скруббера для нагрева жидкого сырья при заявленном режиме вывода шламовой воды на очистку из куба первой ступени; - использование низкотемпературного тепла потока циркуляционной воды второй ступени контактирования скруббера для испарения жидкого сырья или его одновременного нагрева, испарения и подогрева полученных паров;
- совокупность основных параметров работы скруббера охлаждения и очистки контактного газа, определяющая оптимальный тепловой режим работы скруббера в целом, и обеспечивающая необходимое количество тепла в потоках циркуляционной воды первой и второй ступеней контактирования, достаточное для нагрева жидкого сырья потоком циркуляционной воды первой ступени, а также испарения жидкого сырья или его одновременного нагрева, испарения и подогрева полученных паров теплом потока циркуляционной воды второй ступени в приемлемом диапазоне изменения температуры контактного газа на входе и выходе из скруббера.
При температуре контактного газа на входе в скруббер выше 250°С температура контактного газа на выходе из скруббера превышает 40°С, что приводит с одной стороны к низкому уровню использования тепла контактного газа, а с другой - к существенному увеличению расходов на дальнейшую переработку контактного газа. При снижении температуры контактного газа на входе в скруббер до температуры ниже 160°С теплосодержание циркулирующих в скруббере потоков воды не балансируется с требуемым теплом соответствующих потребителей (создается дефицит подводимого тепла).
Закалка контактного газа в первой ступени контактирования до температуры выше 74°С (на входе во вторую ступень) приводит к избыточному испарению воды в первой ступени и, соответственно, к чрезмерной тепловой нагрузке второй ступени, при которой количество тепла, переносимое циркулирующей водой, превышает требуемую (создается избыток тепла, подводимого к потребителям). При снижении температуры закалки ниже 62,5°С создается дефицит тепла, подводимого к потребителям.
Совокупность заявляемых параметров работы скруббера охлаждения и очистки контактного газа в указанных диапазонах их изменения обеспечивает оптимальный тепловой режим работы скруббера в условиях ограничений используемых тепло-массообменных устройств.
Используемые в прототипе тепло-массообменные устройства в виде провальных тарелок решетчатого типа (решеток) при одновременном противоточном движении жидкой и газовой фаз через отверстия решеток, работающих в барботажном режиме, основанном на диспергировании газа в объеме слоя жидкости на решетках путем барботажа, то есть путем пропускания пузырьков или струй газа через слой жидкости на решетке, имеют несомненные достоинства применительно к работе скруббера в условиях прототипа:
- простота конструкции при повышенном свободном сечении решеток;
- возможность установки пакета из нескольких решеток при их относительно невысоком гидравлическом сопротивлении;
- относительно невысокая вероятность забивки отверстий решеток катализаторной пылью и смолами вследствие промывки отверстий жидкостью.
Однако барботажная система контактирования характеризуется невысокими скоростями газа в свободном сечении аппарата (предпочтительно 1,0- 1,3 м/сек) и в отверстиях тарелок (до 6 м/сек) при газосодержании слоя жидкости на тарелке менее 0,5 м /м , что приводит к увеличению диаметра используемых в прототипе скрубберов. Колебание расходов газа и жидкости в реальных условиях осуществления процесса при наличии неравномерностей распределения указанных потоков по поверхности решетки, особенно в аппаратах большого диаметра, а также в условиях испарения жидкости вызывает соответствующие изменения запаса жидкости на решетке, а это может приводить к неполному покрытию решетки слоем жидкости из-за сильного протекания жидкости через отверстия, обусловленного низкой скоростью газа в отверстиях решеток. Недостаточный уровень тепло-массообмена в скруббере по прототипу лишь отчасти компенсируется числом решеток, однако не обеспечивает требований осуществления процесса по предлагаемому изобретению.
В предлагаемом способе в скруббере охлаждения и очистки контактного газа дегидрирования могут использоваться тарелки с пенным режимом контактирования, обеспечивающим при существенном увеличении скорости газа в аппарате и отверстиях тарелок турбулизацию газожидкостной системы с превращением ее в сильно подвижную нестабильную, но динамически устойчивую пену за счет кинетической энергии газа. При этом происходит значительное уменьшение диффузионных и термических сопротивлений на границе раздела жидкой и газовой фаз и непрерывное обновление контакта фаз, что приводит к значительному увеличению интенсивности тепло-массообмена (И.П. Мухленов и Э.Я. Тарт «Пенный режим и пенные аппараты», Издательство «Химия», 1977, стр. 12-28). Пенный режим осуществляется в диапазоне линейных скоростей газа в аппарате 1,3-3, 5 м/с, предпочтительно 1,5-2 м/сек, и скорости газа в отверстиях тарелок 6-13 м/сек при газосодержании слоя (объемной доли газа в пене) - 0,5-0, 9 м /м и обеспечивает требования процесса по предлагаемому изобретению.
Пенный режим контактирования может быть реализован в предлагаемом способе с использованием противоточных провальных тарелок без переливных устройств, а также непровальных тарелок с переливными устройствами и перекрестном движении жидкости и газа при соответствующем увеличении скорости газа в отверстиях тарелок. В последнем случае предпочтительна работа тарелок с некоторой протечкой жидкости через отверстия с целью смывания пыли и предотвращения налипания ее на нижней стороне тарелок и в отверстиях. Гидродинамический режим работы тарелок с пенным режимом контактирования более устойчив по сравнению с тарелками, работающими в барботажном режиме, в связи с большими скоростями газа в сечении скруббера и в отверстиях тарелок, а также в связи с большой высотой слоя пены на тарелке, определяемой высотой борта переливного устройства.
Тарелки скруббера при осуществлении способа по изобретению могут быть выполнены из отдельных колосников, труб, прутьев или уголков со щелями между ними, а также в виде перфорированного листа с равномерно расположенными отверстиями круглой, щелевидной и любой другой формы.
В качестве тепло-массообменного устройства в первой ступени контактирования скруббера охлаждения и очистки контактного газа по предлагаемому способу может быть использован также скруббер Вентури, представляющий собой сочетание орошаемой смесительной трубы с сужением (горловиной) и каплеуловителя. Скорость газа в горловине трубы Вентури может находиться в интервале 30-160 м/сек при удельном орошении газа жидкостью - 0, 5-2, 0 л/м3. При круглом сечении; относительной длине горловины - 0,15 d (где d - диаметр горловины); угле раскрытия конфузора 280°; угле раскрытия диффузора 70° запыленность контактного газа может составлять - 30 г/м , предельная температура газа - 400°С, гидравлическое сопротивление - 6-12 кПа. В качестве каплеуловителя может быть использован куб первой ступени скруббера. В числе известных разнообразных конструкций трубы Вентури могут быть использованы, например, трубы с регулируемым диаметром горловины или другие (патент RU 2413571).
В качестве тепло-массообменных устройств для второй ступени скруббера охлаждения и очистки контактного газа могут использоваться провальные противоточные тарелки, работающие в пенном режиме, а также регулярные малообъемные насадки, такие, например, как рассмотренные в патентах RU 2225753, 2113900 и др. Краткое описание фигур чертежей
На фиг.1 изображена схема установки получения изоамиленов дегидрированием изопентана. На фиг.2 изображена схема установки получения изобутилена дегидрированием изобутана. На фиг.З изображена схема установки получения бутилена дегидрированием бутана. На фиг.4 изображены графики фракционной эффективности улавливания в прототипе и предлагаемой системе очистки контактного газа.
Лучший вариант осуществления изобретения Способ иллюстрируют примеры с использованием установок дегидрирования, предпочтительные схемы которых изображены на фиг.1-3. Указанные схемы не являются единственными для реализации предлагаемого способа. Для возможности сопоставительного анализа выполнялось максимально возможное соблюдение равных условий осуществления процесса по прототипу и по изобретению. Количество контактного газа включает вспомогательные потоки, подаваемые в систему дегидрирования. При осуществлении процессов используют алюмохромовый катализатор АОК-73-24.
Основные параметры оборудования установок.
Диаметр реактора и регенератора - 5,1 м.
Поверхность закалочных змеевиков в реакторе - 128 м2.
Поверхность подогревателя жидкого сырья - 99 м (2шт).
Поверхность испарителя сырья - 150 м2.
Объем сепаратора - 6,3 м3.
Поверхность подогревателя паров сырья - 81м2. Поверхность котла-утилизатора - 495 м .
Поверхность теплообменника на циркуляционной воде верхнего контура скруббера - 600 м2 (2 шт).
Диаметр скруббера - (3 ,2-2,6) м.
Высота скруббера - 17,3 м.
Объем отстойника - 125 м3.
Примеры 1 и 2.
На фиг.1 изображена схема установки получения изоамиленов дегидрированием изопентана. Установка содержит трубопровод 1 для подачи исходного сырья, содержащего смесь свежего изопентана и изопентана-рецикла в жидком виде, подогреватель жидкого сырья 2, испаритель исходного сырья 3 с сепаратором 4, подогреватель полученных паров сырья 5, реактор 6 с секционированным решетками кипящим слоем катализатора, закалочный змеевик 9 реактора 6, установленный над кипящим слоем для нагрева паров сырья теплом контактного газа дегидрирования, печь 10 со змеевиками 11 для перегрева паров сырья перед подачей их в реактор 6. На трубопроводе контактного газа 13 установлены последовательно два котла-утилизатора 14 и 15 с паросборниками 16 и 17 соответственно. Установка содержит также скруббер водной отмывки и охлаждения контактного газа 22, разделенный глухой переливной тарелкой 23 на первую (нижнюю) 24 и вторую (верхнюю) 25 ступени (секции) контактирования. Обе ступени (секции) контактирования содержат тепло-массообменные устройства в виде провальных противоточных тарелок, работающих в пенном режиме (в прототипе, работающих в барботажном режиме). Узел скруббера имеет теплообменник 26 для охлаждения циркулирующей в верхней секции 25 воды путем подачи в теплообменник 26 по трубопроводу 27 промышленной оборотной воды, а так же отстойник 28 для вывода из системы сгущенного катализаторного шлама по трубопроводу 35 и слоя высококипящих углеводородов через карман 36 отстойника 28 по трубопроводу 40. Установка содержит насос 29 для циркуляции воды в верхней ступени контактирования 25, насос 30 для циркуляции горячей воды в нижней ступени контактирования 24, насос 31 для подачи осветленной воды из отстойника 28 на всас насоса 29 и далее на орошение второй ступени контактирования 25.
Установка работает следующим образом. Исходное сырье, содержащее смесь свежего и рециклового изопентана поступает в жидком виде в количестве 40,6 т/час по трубопроводу 1 под давлением 578 кПа в подогреватель 2, где подогревается до 70°С (по изобретению - обогреваемый горячей водой из первой ступени контактирования 24 скруббера 22, а в прототипе - обогреваемый водяным паром). Затем сырье поступает через сепаратор 4 в испаритель 3, где испаряется при температуре 80-90°С теплом водяного пара. Полученные пары затем подогреваются водяным паром в подогревателе 5 до 110°С и далее в закалочном змеевике 9 реактора 6 до 154°С. Подаваемый при этом теплоноситель - водяной пар имеет давление 13 ата. После закалочного змеевика 9 реактора 6 пары сырья поступают в змеевики 11 печи 10, где перегреваются до температуры 500°С теплом от сжигания в печи 10 газообразного топлива, подаваемого по трубопроводу 12, и поступают в реактор 6 дегидрирования с кипящим слоем алюмохромового катализатора, циркулирующего в системе реактор-регенератор по трубопроводу 8 из реактора 6 в регенератор и по трубопроводу 7 из регенератора в реактор 6. Дегидрирование осуществляют при объемной скорости подачи сырья 120 час 1 и температуре 530°С. Контактный газ дегидрирования выходит из реактора при температуре 505°С и далее поступает в последовательно работающие котлы-утилизаторы 14 и 15 с паросборниками 16 и 17, питаемые по трубопроводам 18 и 19 водным конденсатом. Получаемый в котлах-утилизаторах 14, 15 водяной пар по трубопроводам 20 и 21 направляют в заводскую сеть. По трубопроводу 32 через фильтр 33 производят дренаж воды из куба верхней ступени контактирования 25. После котлов-утилизаторов 14, 15 контактный газ при температуре 250°С поступает по трубопроводу 13 на охлаждение и очистку в скруббер 22. Далее по трубопроводу 34 охлажденный и очищенный контактный газ из скруббера 22 направляется при температуре 40°С (по изобретению) или 45°С (по прототипу) в продуктовый компрессор и затем в узел конденсации и выделения получаемых олефиновых углеводородов (на схеме не показан).
В прототипе и по изобретению в качестве исходного сырья дегидрирования используют смесь свежего и рециклового потоков изопентановой фракции с содержанием изопентана 97,0 мас.%.
Примерный состав контактного газа дегидрирования (сухой), мас.%:
водород - 1,5 метан - 1,8
углеводороды С2 - 0,7
углеводороды Сз - 2,1
углеводороды С4 - 3,0
изопентан - 55,4
изоамилены - 22,8
изопрен - 2,1
пентан - 1 ,0
амилены - 2,3
пиперилен - 0,7
углеводороды С - 0,4
СО + С02 - 0,6
азот - 1,6.
Основные параметры установки дегидрирования изопентана и достигаемые показатели при ее работе по прототипу и по предлагаемому изобретению приведены в таблицах 1 и 2.
Примеры 3-6.
На фиг.2 изображена схема установки получения изобутилена дегидрированием изобутана. Установка содержит трубопровод 1 для подачи исходного сырья, содержащего смесь из подаваемых по трубопроводу 2 свежего изопентана и по трубопроводу 41 изопентана-рецикла в жидком виде, испаритель исходного сырья 3 с сепаратором 4 и подогреватель 5 полученных паров сырья, обогреваемый водяным паром, подогреватель 36 паров сырья теплом контактного газа, печь 10 со змеевиками 11 для перегрева паров сырья перед подачей их в реактор 6 с секционированным решетками кипящим слоем катализатора. На трубопроводе контактного газа 13 установлен котел-утилизатор 14 с паросборником 16, питаемый по трубопроводу 18 водным конденсатом. Получаемый в котле-утилизаторе 14 водяной пар по трубопроводу 20 направляется в заводскую сеть. Установка содержит также скруббер водной отмывки и охлаждения контактного газа 22, разделенный глухой переливной тарелкой 23 на нижнюю 24 и верхнюю 25 секции (ступени) контактирования. Нижняя секция (первая ступень контактирования) 24 по изобретению включает скруббер Вентури, состоящий из трубы-смесителя 37 и каплеуловителя, расположенного в кубе нижней секции 24 скруббера 22 (в прототипе нижняя и верхняя секции содержат провальные противоточные тарелки, работающие в барботажном режиме). Верхняя секция (вторая ступень контактирования) 25 скруббера 22 по изобретению содержит провальные противоточные тарелки, работающие в пенном режиме. По прототипу узел скруббера имеет теплообменник для охлаждения циркулирующей в верхней секции воды путем подачи в теплообменник промышленной оборотной воды, а так же отстойник для вывода из системы катализаторного шлама, содержащего катализатор с адсорбированными на нем высококипящими углеводородами. Установка по изобретению содержит насос 29 - для циркуляции воды в верхней ступени контактирования 25 скруббера 22 через теплообменник-испаритель сырья 3, насос 30 - для циркуляции горячей воды в нижней ступени контактирования 24 скруббера 22 и подачи части циркулирующей воды на очистку в отстойник 28, насос 31 - для подачи осветленной воды из отстойника 28 в верхнюю секцию 25 (верхний циркуляционный контур) скруббера 22.
Установка работает следующим образом.
Исходное сырье в количестве 40 т/час, содержащее смесь свежего и рециклового изобутана поступает в жидком виде по трубопроводу 1 под давлением 331-628 кПа через сепаратор 4 в испаритель 3, где испаряется при температуре 19-45°С с использованием тепла потока воды, циркулирующей в верхней ступени 25 скруббера 22, (или теплом водяного пара в прототипе). Полученные пары затем подогреваются водяным паром в подогревателе 5 до 70°С и далее теплом контактного газа в теплообменнике-подогревателе 36 до 160°С. После подогревателя 36 пары сырья поступают в змеевики 11 печи 10, где перегреваются до температуры 560°С теплом от сжигания в печи 10 газообразного топлива, подаваемого по трубопроводу 12, и поступают в реактор 6 дегидрирования с кипящим слоем алюмохромового катализатора, циркулирующего в системе реактор-регенератор по трубопроводу 8 из реактора 6 в регенератор и по трубопроводу 7 из регенератора в реактор 6. Дегидрирование осуществляют при объемной скорости подачи сырья 165 час 1 и температуре 575°С. Контактный газ дегидрирования поступает после реактора 6 при температуре 565°С в котел-утилизатор 14 с паросборниками 16, питаемый по трубопроводу 18 водным конденсатом. Получаемый в котле-утилизаторе 14 водяной пар по трубопроводу 20 направляется в заводскую сеть. После котла- утилизатора 14 контактный газ при температуре 250°С поступает в теплообменник 36, обогреваемый контактным газом, и далее при температуре 185°С (пример 4) или 160°С (пример 6) поступает на охлаждение и очистку в скруббер Вентури 37 первой ступени контактирования 24 скруббера 22, после которого охлажденный до температуры 24-25°С поступает в компрессор и далее в узел конденсации и выделения получаемых олефиновых углеводородов (на схеме не показан). По трубопроводу 32 через фильтр 33 производят дренаж воды из куба верхней ступени контактирования 25.
В прототипе и по изобретению в качестве исходного сырья дегидрирования используют смесь свежего и рециклового потоков бутановой фракции содержащей 95,8 мас.% изобутана.
Примерный состав контактного газа дегидрирования (сухой), мас.%:
водород - 0,93
метан - 3,92
углеводороды С 2 - 0,32
углеводороды Сз - 0,96
изобутан - 51,1
изобутилен - 39,55
н-бутан - 0,63
бутадиен - 0,01
С5 и выше - 0,57
СО + СО2 - 0,61
азот - 1,4
Основные параметры установки дегидрирования изобутана и достигаемые показатели при ее работе по прототипу и по предлагаемому изобретению приведены в таблицах 2-4.
Примеры 7 и 8.
На фиг.З изображена схема установки получения бутилена дегидрированием бутана. Установка содержит трубопровод 1 для подачи исходного сырья, содержащего смесь из подаваемых по трубопроводу 2 свежего бутана и по трубопроводу 41 бутана-рецикла в жидком виде, испаритель исходного сырья 3 с сепаратором 4 и подогреватель полученных паров сырья 5, обогреваемый водяным паром, подогреватель паров сырья теплом контактного газа 38, реактор 6 с секционированным решетками и кипящим слоем катализатора. Установка содержит также скруббер водной отмывки и охлаждения контактного газа 22, разделенный глухой переливной тарелкой 23 на нижнюю (первую) 24 и верхнюю (вторую) 25 секции (ступени) контактирования. Нижняя секция 24 по изобретению содержит непровальные тарелки с перекрестным ходом жидкости и газа с переливными устройствами, работающие в пенном режиме (в прототипе нижняя и верхняя секции содержат провальные противоточные тарелки, работающие в барботажном режиме). Верхняя секция 25 по изобретению представляет собой колонну с регулярной насадкой. По прототипу узел скруббера имеет теплообменник для охлаждения циркулирующей в верхней секции воды путем подачи в теплообменник промышленной оборотной воды. По изобретению установка имеет центрифугу 39 для вывода из системы катализаторного шлама по трубопроводу 35, содержащего катализатор с адсорбированными на нем высококипящими углеводородами (прототипе установлен отстойник). Установка по изобретению содержит насос 29 - для циркуляции воды в верхней ступени контактирования 25 через теплообменник- испаритель сырья 3, насос 30 - для циркуляции горячей воды в нижней ступени контактирования 24 и подачи части циркулирующей воды на очистку в центрифугу 39. Из центрифуги 39 осветленная вода направляется в куб первой ступени контактирования 24.
Установка работает следующим образом.
Исходное сырье в количестве 27 т/час, содержащее смесь свежего и рециклового бутана поступает в жидком виде по трубопроводу 1 под давлением 518 кПа через сепаратор 4 в испаритель 3, где испаряется при температуре 47°С теплом потока воды, циркулирующей в верхней ступени 25 скруббера 22, (или теплом водяного пара в прототипе). Полученные пары затем подогреваются водяным паром в подогревателе 5 до 70°С и далее теплом контактного газа в теплообменнике-подогревателе 38 до 530°С. После подогревателя 38 пары сырья поступают в реактор 6 дегидрирования с кипящим слоем алюмохромового катализатора циркулирующего в системе реактор-регенератор по трубопроводу 8 из реактора 6 в регенератор и по трубопроводу 7 из регенератора в реактор 6. Дегидрирование осуществляют при объемной скорости подачи сырья 200 час 1 и температуре 600°C. Контактный газ дегидрирования выходит из реактора 6 при температуре 590°С, проходит подогреватель 38 и при температуре 250°С поступает на охлаждение и очистку в скруббер 22 после которого охлажденный до температуры 40°С (в прототипе до 50°С) поступает по трубопроводу 34 в продуктовый компрессор и далее в узел конденсации и выделение получаемых олефиновых углеводородов (на схеме не показан). По трубопроводу 32 через фильтр 33 производят дренаж воды из куба верхней ступени контактирования 25.
В прототипе и по изобретению в качестве исходного сырья дегидрирования используют смесь свежего и рециклового потоков бутановой фракции содержащей 92,5 мас.% н-бутана.
Примерный состав контактного газа дегидрирования (сухой), мас.%:
водород - 1,6
метан - 2,5
углеводороды С 2 - 2,7
углеводороды Сз - 4,3
бутадиен - 1,0
изобутан - 1,6
бутены - 25,4
н-бутан - 57,0
С5 и выше - 0,2
СО + С02 - 1,2
азот - 2,5.
Основные параметры установки дегидрирования н-бутана и достигаемые показатели при ее работе по прототипу и по предлагаемому изобретению приведены в таблицах 1 и 2.
В примерах 3-4 и 7-8 в теплообменнике-испарителе 3 осуществляют последовательно нагрев жидкого сырья, испарение и подогрев получаемых паров, а в примерах 5 и 6 - только испарение жидкого сырья. В последнем случае используется установка по схеме на фиг.З.
Давление в испарителях и, соответственно температура испарения сырья определяется гидравлическим сопротивлением тракта: испаритель сырья - продуктовый компрессор и давлением на всасе компрессора. В таблице 1 представлены данные по конструктивным параметрам, тепловому и гидродинамическому режиму скруббера охлаждения и очистки контактного газа. Таблица 2 содержит основные результаты работы системы очистки контактного газа при использовании в скруббере различных тепло- массообменных устройств для контактирования контактного газа дегидрирования и орошающей воды. Таблица 3 содержит данные по фракционному составу катализатора на входе в скруббер. В таблице 4 приведены данные по составу сгущенной шламовой воды на выходе из системы очистки в процессах дегидрирования изопентана, изобутана и бутана. На фиг.4 изображены графики фракционной эффективности улавливания в прототипе и предлагаемой системе очистки контактного газа. Признаков забивки оборудования отложениями катализатора и смол в ходе испытательных пробегов установок дегидрирования не обнаружено.
Как видно из приведенных данных, предлагаемые в изобретении технические решения существенно превосходят прототип по достигаемым показателям охлаждения, очистки и использования низкотемпературного тепла контактного газа дегидрирования.
Техническим результатом предлагаемого решения является увеличение степени очистки контактного газа от катализаторной пыли и тяжелых углеводородов в скруббере охлаждения и очистки контактного газа дегидрирования; снижение температуры контактного газа на входе и выходе из скруббера; получение горячей воды, пригодной для использования в качестве теплоносителя в поверхностных теплообменниках технологических схем установки дегидрирования, таких как теплообменник для нагрева жидкого сырья, испаритель жидкого сырья; существенное снижение циркуляции воды в ступенях контактирования скруббера; уменьшение размеров и потребляемой мощности оборудования узла охлаждения и очистки контактного газа (скруббер, циркуляционные насосы и др.) или, соответственно, возможность увеличения мощности установки на базе использования существующего оборудования; экономия водяного пара - до 0,2 т/т сырья, экономия оборотной промышленной воды - до 6,25 т/т сырья, экономия электроэнергии - до 3,3 кВт/т сырья.
Таким образом, достигнута цель изобретения, направленная на улучшение энергетического баланса процессов дегидрирования парафиновых углеводородов путем более рационального использования теплоты контактного газа, на уменьшение количества используемого водяного пара, снижение расхода оборотной промышленной воды и электроэнергии, использование низкотемпературного тепла циркуляционной воды скруббера охлаждения и очистки контактного газа, стабилизации работы скруббера в оптимальном температурном интервале и увеличения производительности установок дегидрирования парафиновых углеводородов.
Промышленная применимость
Предлагаемый способ может найти применение в процессах получения олефиновых углеводородов, используемых в производствах синтетических каучуков, пластмасс, высокооктановых компонентов бензина и других важных органических продуктов.
Таблица 1.
Figure imgf000026_0001
Продолжение таблицы 1.
Figure imgf000027_0001
Продолжение таблицы 1.
Figure imgf000028_0001
Продолжение таблицы 1.
Figure imgf000029_0001
* Скруббер Вентури: диаметр горловины— 400 мм; скорость газа в горловине— 77 м/сек.
Таблица 2.
Figure imgf000030_0001
Продолжение таблицы 2.
Figure imgf000031_0001
Продолжение таблицы 2.
Figure imgf000032_0001
)
О
Таблица 3.
Figure imgf000033_0002
Таблица 4.
Figure imgf000033_0001

Claims

ФОРМУЛА ИЗОБРЕТЕНИЯ
1. Способ получения олефиновых углеводородов дегидрированием соответствующих парафиновых углеводородов в кипящем слое алюмохромового катализатора, циркулирующего в системе реактор-регенератор, включающий приготовление смеси жидкого сырья из свежего и рециклового потоков парафиновых углеводородов, его испарение в теплообменнике-испарителе (3), нагрев полученных паров за счет теплоты контактного газа дегидрирования, охлаждение контактного газа в поверхностных теплообменных аппаратах и дальнейшее охлаждение и очистку контактного газа путем контактирования с орошающей водой в двухступенчатом скруббере (22), разделенном глухой переливной тарелкой (23) на первую ступень контактирования (24) в нижней части скруббера (22) с нижним контуром циркуляции воды и на вторую ступень контактирования (25) в его верхней части с верхним контуром циркуляции воды, имеющим теплообменник-охладитель (26) циркулирующей воды, последующее компримирование охлажденного контактного газа, конденсацию и выделение из углеводородного конденсата ректификацией фракции непрореагировавших парафиновых углеводородов с направлением ее в рецикл на дегидрирование и фракции получаемых олефиновых углеводородов, отличающийся тем, что охлаждение и очистку контактного газа в первой ступени контактирования (24) скруббера (22) осуществляют в режиме закалки контактного газа до температуры 62,5-74,0°С путем испарения 3,3-12,04% воды, циркулирующей в первой ступени контактирования (24) с кратностью циркуляции, составляющей 1,06-4,77 т/т подаваемого контактного газа, а во второй ступени контактирования (25) - при кратности циркуляции воды во второй ступени контактирования (25), составляющей 2, 7-4, 8 т/т контактного газа, в режиме конденсации водяного пара, поступающего с контактным газом через глухую переливную тарелку (23) из первой ступени контактирования (24) скруббера (22), с одновременным возвратом избыточной воды из куба второй ступени контактирования (25) скруббера (22) в первую ступень контактирования (24), при этом циркуляционную воду первой ступени контактирования (24) скруббера (22) направляют в качестве теплоносителя в дополнительный теплообменник-нагреватель (2) жидкого сырья и затем возвращают в охлажденном виде на орошение первой ступени контактирования (24) или циркуляционную воду второй ступени контактирования (25) скруббера (22) направляют в качестве теплоносителя в теплообменник- испаритель (3) на испарение жидкого сырья или на его нагрев, последующее испарение и подогрев полученных паров парафиновых углеводородов, после чего возвращают в охлажденном виде на орошение второй ступени контактирования (25) скруббера (22), при этом температуру контактного газа на входе в скруббер (22) снижают до 160-250°С, а на выходе из скруббера - до 24-40°С, причем в качестве первой ступени контактирования (24) используют колонну с провальными тарелками, работающими в пенном режиме при противоточном движении орошающей воды и контактного газа через отверстия тарелок или колонну с непровальными тарелками с переливным устройством, работающими в пенном режиме при перекрестном движении орошающей воды и контактного газа или скруббер Вентури, содержащий трубу-смеситель (37) и каплеуловитель в кубовой части скруббера (22).
2. Способ по п.1, отличающийся тем, что в качестве второй ступени контактирования (25) используют колонну с провальными тарелками, работающими в пенном режиме при противоточном движении орошающей воды и контактного газа.
3. Способ по п.1, отличающийся тем, что в качестве второй ступени контактирования (25) используют колонну с регулярной насадкой.
4. Способ по любому из пп.1-3, отличающийся тем, что охлаждение контактного газа перед подачей его в скруббер (22) осуществляют последовательно путем нагрева паров сырья в закалочном змеевике (9), расположенном в сепарационной зоне реактора (6), и далее в одном или двух котлах-утилизаторах (14), (15) с получением вторичного водяного пара за счет испарения водного конденсата.
5. Способ по любому из пп.1-3, отличающийся тем, что охлаждение контактного газа перед подачей его в скруббер (22) осуществляют последовательно в котле-утилизаторе (14) с получением вторичного водяного пара за счет испарения водного конденсата, и далее в теплообменнике, установленном после котла-утилизатора (14), путем нагрева паров сырья.
6. Способ по любому из пп.1-3, отличающийся тем, что охлаждение контактного газа перед подачей его в скруббер (22) осуществляют в теплообменнике, установленном после реактора (6), путем нагрева паров сырья.
7. Способ по п.1, отличающийся тем, что шламовую воду из куба первой ступени контактирования (24) скруббера (22) направляют на очистку в отстойник (28) для сгущения и вывода из системы уловленного катализатора и слоя сконденсированных высококипящих углеводородов при возврате осветленной воды на орошение второй ступени контактирования (25).
8. Способ по п.1, отличающийся тем, что шламовую воду из куба первой ступени контактирования (24) направляют на очистку в отстойник (28) для сгущения и вывода из системы уловленного катализатора с адсорбированными на нем высококипящими углеводородами при возврате осветленной воды на орошение второй ступени контактирования (25).
9. Способ по п.1, отличающийся тем, что шламовую воду из куба первой ступени контактирования (24) направляют на очистку в центрифугу (39) для сгущения и вывода из системы уловленного катализатора с адсорбированными на нем высококипящими углеводородами при возврате осветленной воды в куб первой ступени контактирования (24).
10. Способ по любому из пп.7-9, отличающийся тем, что шламовую воду из куба первой ступени контактирования (24) скруббера (22) направляют на очистку в количестве 0,04-0,4 м на тонну подаваемого контактного газа.
11. Способ по п.1, отличающийся тем, что периодически или непрерывно производят дренаж куба второй ступени контактирования (25) скруббера (22).
12. Способ по п.1, отличающийся тем, что подпитку скруббера (22) осуществляют химочищенной водой или водно-паровым конденсатом по уровню в кубе скруббера (22).
13. Способ по п.1, отличающийся тем, что нагрев жидкого сырья, испарение и подогрев получаемых паров осуществляют в совмещенном теплообменнике-испарителе.
14. Способ по п.1, отличающийся тем, что полученные пары сырья дополнительно подогревают в подогревателе (5) подаваемым водяным паром.
15. Способ по п.1, отличающийся тем, что пары сырья перед подачей в реактор (6) перегревают в змеевиках (11) печи (10) за счет сжигания газообразного топлива.
16. Способ по п.1, отличающийся тем, что получаемые сгущенные катализаторные шламы направляют в кипящий слой регенератора на выжиг адсорбированных на катализаторе высококипящих углеводородов.
17. Способ по п.1, отличающийся тем, что уловленный в отстойнике (28) слой высококипящих углеводородов направляют на сжигание или дальнейшую переработку.
18. Способ по п.1, отличающийся тем, что контактный газ подвергают сухой очистке от катализаторной пыли в выносном циклоне, установленном перед скруббером (22).
19. Способ по п.18, отличающийся тем, что уловленную в выносном циклоне катализаторную пыль возвращают в кипящий слой регенератора.
20. Способ по п.1, отличающийся тем, что накапливающееся в системе реактор-регенератор избыточное количество мелких фракций пылевидного катализатора выводят из сепарационной зоны регенератора.
21. Способ по любому из пп.1-3, отличающийся тем, что дегидрирование проводят при объемной скорости подачи сырья в реактор 120-180 час 1 и температуре 530-600°С.
PCT/RU2019/000789 2018-11-21 2019-11-08 Рекуперация тепла в процессах дегидрирования парафиновых углеводородов WO2020106177A1 (ru)

Applications Claiming Priority (2)

Application Number Priority Date Filing Date Title
RU2018141024 2018-11-21
RU2018141024A RU2678094C1 (ru) 2018-11-21 2018-11-21 Рекуперация тепла в процессах дегидрирования парафиновых углеводородов

Publications (1)

Publication Number Publication Date
WO2020106177A1 true WO2020106177A1 (ru) 2020-05-28

Family

ID=65085123

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
PCT/RU2019/000789 WO2020106177A1 (ru) 2018-11-21 2019-11-08 Рекуперация тепла в процессах дегидрирования парафиновых углеводородов

Country Status (2)

Country Link
RU (1) RU2678094C1 (ru)
WO (1) WO2020106177A1 (ru)

Citations (4)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
RU2247702C2 (ru) * 2003-04-03 2005-03-10 Открытое акционерное общество "Уралоргсинтез" Способ получения олефиновых углеводородов
US20140114107A1 (en) * 2012-10-24 2014-04-24 Lummus Technology Inc. Use of hydrocarbon diluents to enhance conversion in a dehydrogenation process at low steam/oil ratios
RU2643366C1 (ru) * 2017-08-30 2018-02-01 Акционерное общество "Специальное конструкторско-технологическое бюро "Катализатор" Технологическая схема установки дегидрирования парафиновых углеводородов С3-С5 (варианты)
RU2671867C1 (ru) * 2018-03-22 2018-11-07 Акционерное общество "Специальное конструкторско-технологическое бюро "Катализатор" Способ получения олефиновых углеводородов

Patent Citations (4)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
RU2247702C2 (ru) * 2003-04-03 2005-03-10 Открытое акционерное общество "Уралоргсинтез" Способ получения олефиновых углеводородов
US20140114107A1 (en) * 2012-10-24 2014-04-24 Lummus Technology Inc. Use of hydrocarbon diluents to enhance conversion in a dehydrogenation process at low steam/oil ratios
RU2643366C1 (ru) * 2017-08-30 2018-02-01 Акционерное общество "Специальное конструкторско-технологическое бюро "Катализатор" Технологическая схема установки дегидрирования парафиновых углеводородов С3-С5 (варианты)
RU2671867C1 (ru) * 2018-03-22 2018-11-07 Акционерное общество "Специальное конструкторско-технологическое бюро "Катализатор" Способ получения олефиновых углеводородов

Non-Patent Citations (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Title
P.A. KIRPICHNIKOV ET AL.: "Albom tekhnologicheskikh skhem osnovnykh proizvodstv promyshlennosti sinteticheskogo kauchuka, Leningrad", KHIMIYA, 1986, pages 8 - 14 *

Also Published As

Publication number Publication date
RU2678094C1 (ru) 2019-01-23

Similar Documents

Publication Publication Date Title
CN108138053B (zh) 热电联合的延迟焦化装置
US5330624A (en) Fractionator-reboiler sludge removal system and method
JP4777423B2 (ja) 炭化水素パイロリシス排出物の処理法
CN113521786B (zh) 烷基化反应产物热耦合与热泵组合分离工艺及分离装置
CN110741067A (zh) 蒸馏装置及蒸馏方法
CN109021999B (zh) 一种回收裂解气的装置及其方法和应用
CN100429194C (zh) 生产甲烷氯化物反应工段反应热利用和混合物纯化方法
RU2678094C1 (ru) Рекуперация тепла в процессах дегидрирования парафиновых углеводородов
RU2680069C1 (ru) Тарельчатый скруббер
RU2642440C1 (ru) Кожухотрубные теплообменники в процессах дегидрирования углеводородов C3-C5 (варианты)
CN113941163B (zh) 低压降式乙苯蒸发器及苯乙烯脱氢反应系统中乙苯汽化的节能工艺
RU65045U1 (ru) Установка получения синтетического бензина из алифатического спирта, в частности метанола
WO2019182475A1 (ru) Способ получения олефиновых углеводородов
CN102985146A (zh) 用于蒸馏温度敏感的液体的方法和设备
RU2338734C1 (ru) Способ выделения углеводородов c3+ из попутных нефтяных газов
US4276748A (en) Recovery of energy from geothermal brine and other hot water sources
CN210462963U (zh) 一种可控制蒸汽/烃比的轻烃热裂解用稀释蒸汽发生装置
RU2290244C1 (ru) Способ разделения смеси жидких компонентов
RU2479620C1 (ru) Способ разделения газов в процессе каталитического крекинга бензинового направления
WO2019168437A1 (ru) Способ получения олефиновых углеводородов
CN101792679B (zh) 一种阶梯利用低温废水汽化丙烯脱聚合油塔进料的节能方法及装置
RU61281U1 (ru) Установка для переработки газоконденсата
CN112174767A (zh) 碳五烷烃混合物的分离方法及装置
CN115105851B (zh) 一种硫酸烷基化反应产物的分离工艺及分离装置
CN204550427U (zh) 一种醚后碳四净化脱二甲醚塔节能装置

Legal Events

Date Code Title Description
121 Ep: the epo has been informed by wipo that ep was designated in this application

Ref document number: 19887887

Country of ref document: EP

Kind code of ref document: A1

NENP Non-entry into the national phase

Ref country code: DE

122 Ep: pct application non-entry in european phase

Ref document number: 19887887

Country of ref document: EP

Kind code of ref document: A1