WO2022005329A1 - Способ и установка для получения бензина - Google Patents

Способ и установка для получения бензина Download PDF

Info

Publication number
WO2022005329A1
WO2022005329A1 PCT/RU2021/050175 RU2021050175W WO2022005329A1 WO 2022005329 A1 WO2022005329 A1 WO 2022005329A1 RU 2021050175 W RU2021050175 W RU 2021050175W WO 2022005329 A1 WO2022005329 A1 WO 2022005329A1
Authority
WO
WIPO (PCT)
Prior art keywords
fed
olefin
oxygenate
reactor
tank
Prior art date
Application number
PCT/RU2021/050175
Other languages
English (en)
French (fr)
Inventor
Владимир Владиславович ИМШЕНЕЦКИЙ
Иосиф Израилевич ЛИЩИНЕР
Ольга Васильевна МАЛОВА
Денис Васильевич ПЧЕЛИНЦЕВ
Андрей Леонидович ТАРАСОВ
Александр Анатольевич БЕССОНОВ
Дмитрий Валерьевич ИВАНОВ
Елена Николаевна ЛОБИЧЕНКО
Original Assignee
Общество С Ограниченной Ответственностью "Новые Газовые Технологии-Синтез"
Акционерное общество "Газпромнефть-Омский НПЗ"
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 Общество С Ограниченной Ответственностью "Новые Газовые Технологии-Синтез", Акционерное общество "Газпромнефть-Омский НПЗ" filed Critical Общество С Ограниченной Ответственностью "Новые Газовые Технологии-Синтез"
Publication of WO2022005329A1 publication Critical patent/WO2022005329A1/ru

Links

Classifications

    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G3/00—Production of liquid hydrocarbon mixtures from oxygen-containing organic materials, e.g. fatty oils, fatty acids
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G35/00—Reforming naphtha
    • C10G35/04—Catalytic reforming
    • C10G35/06—Catalytic reforming characterised by the catalyst used
    • C10G35/095—Catalytic reforming characterised by the catalyst used containing crystalline alumino-silicates, e.g. molecular sieves
    • 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
    • Y02P30/00—Technologies relating to oil refining and petrochemical industry
    • Y02P30/20—Technologies relating to oil refining and petrochemical industry using bio-feedstock

Definitions

  • the invention relates to the field of oil refining and petrochemical industries. More specifically: to methods and installations for the production of gasoline by joint processing of hydrocarbon fractions, oxygenates and olefin-containing gases.
  • gasoline obtained by the proposed method can be used to obtain motor gasolines by compounding methods (mixing gasoline fractions obtained by various oil refining processes).
  • a basis for the production of motor gasoline of ecological class K5 of the AI-92 brand according to GOST 32513-2013 can be produced.
  • the gasoline obtained by the proposed method may not meet all the requirements for commercial gasoline by this or that region or organization.
  • the benzene content of the produced gasoline can exceed 1.0 vol. %.
  • the aromatic content of the gasoline produced may exceed 35 vol. %.
  • gasoline can be considered a liquid hydrocarbon product produced by the proposed method.
  • Hydrocarbon fraction - a fraction of the gasoline boiling range (the boiling point is not standardized, the boiling point is not more than 215 ° C).
  • the end of the boiling point can be 200 ° C, 180 ° C, 160 ° C or 85 ° C.
  • the end boiling point is not higher than 180 ° C.
  • the onset of boiling can be, for example, 62 ° C, 85 ° C, 140 ° C.
  • the initial boiling point is at least 62 ° C.
  • Oxygenate is an aliphatic alcohol or ether. It can be selected from the group including: methanol, raw methanol, technical methanol, ethanol, dimethyl ether, other aliphatic alcohols, ethers, as well as mixtures thereof, incl. with water. May contain impurities such as aldehydes, carboxylic acids, esters, aromatic alcohols. The method does not involve the use of unsaturated (unsaturated) alcohols, for example, allyl alcohol, but their presence is possible as impurities.
  • Olefin-containing gas - fraction including May 10-50. % C2-C4 olefins (ethylene, propylene, normal butylenes, isobutylene).
  • the olefin-containing gas may contain inert or weakly reactive components other than olefins, for example: methane, ethane, propane, butane, hydrogen, nitrogen.
  • olefin-containing gas can contain from 0.5 to 8.0 May. % hydrogen, preferably from 2 to 8 May. % hydrogen.
  • the mass fraction of Cs + hydrocarbons in the olefin-containing gas is not more than 5.0 wt. %.
  • the volume fraction of hydrogen sulfide in the olefin-containing gas is not more than 0.005%.
  • the reaction zone is a separate volume in the reactor containing the catalyst.
  • Several consecutive reaction zones can be located in one reactor.
  • the reaction zones can be shelves in a shelf reactor.
  • each reaction zone can be located in a separate reactor.
  • a separate reactor can be used as the reaction zone.
  • DME stands for dimethyl ether.
  • SGKK is a dry catalytic cracking gas.
  • Mass feed rate of raw materials, h 1 - the amount of raw materials passed per unit time through a unit mass of the catalyst.
  • the mass feed rate of the i-ro component where input is the mass flow of the i-ro component at the input, g / h.
  • m cat is the mass of the catalyst, g.
  • Conversion is the ratio of the amount of raw material that has entered the reaction to the amount of raw material fed into the reaction.
  • Selectivity is the ratio of the amount of the target component to the total amount of hydrocarbons obtained in the given process.
  • selectivity of the i-ro component of the product is the selectivity of the i-ro component of the product:
  • / j is the mass flow of the i-th component at the outlet, g / h,
  • i is the total mass flow of all produced hydrocarbons, g / h.
  • the percentage of oxygenate substitution for an olefin-containing gas (% substitution) is calculated as follows: o / 1 - 1 S ⁇ K - P ⁇ oxygenate ⁇
  • u oxygenate _ molar flow of the i-th oxygenate supplied, mol / h, k, is the coefficient advising the i-th oxygenate supplied.
  • the k factor is 0.5 for methanol, 1 for other oxygenates (eg ethanol, propanol, DME).
  • the replacement percentage is calculated as follows:
  • 0.5 is the coefficient corresponding to methanol.
  • the percentage of substitution is calculated as follows. l 1 ⁇ ethanol
  • the invention according to RU 2671568 from 09/27/2016 includes a method for producing high-octane gasoline from low-octane gasoline and / or olefin-containing fractions and methanol.
  • Raw materials - raw hydrocarbon fraction Ci-Cio I and isobutane from the raw tank E-1 are fed to the intake of the feed pump N-2, where the raw oxygen-containing fraction Ci-C b II from the feed tank E-2 is fed by the pump N-1.
  • NGL can be preliminarily separated in the K-2 distillation column (not shown in the diagrams) into fractions C1-C4, C5-C7, Cs-Ce, C5 +, Sat + or C7 +, and any of these fractions can be used as a feedstock for the unit.
  • the scheme may include a reactor for desulfurization of the feed gasoline fraction, pentane - hexane (heptane), NGL, as well as any fraction separated from NGL using the hydrogen-containing gas obtained in the process.
  • the raw mixture passes through the tube space of the heat exchangers T-3 and T-1, where it is heated by the gas-product stream coming from the reactor R-1 or R-2, operating in the synthesis mode. Further, the feed stream III is heated in the P-1 furnace to the required reaction start temperature (250-510 ° C, depending on the raw material used) and enters the P-1 or P-2 reactor operating in the synthesis mode.
  • gas heated in the recuperative heat exchanger T-2 and furnace P-3 to 410-480 ° C is fed to the first or each subsequent catalyst layer or between these layers in the adiabatic reactor, as well as to the inlet to the isothermal reactor by the PK-1 circulation compressor, as well as a hot recycle stream from K-1 (not shown in the diagrams).
  • the gas-liquid mixture of products enters the three-phase separator C-1, where it is divided into a gas stream V, a water condensate VI and an unstable liquid product VII.
  • the main part of the gas stream separated in the three-phase separator enters the PK-1 circulation compressor block and at a pressure of 1.9-2.0 MPa (in the preferred case when producing high-octane gasolines) and 4.0-6.0 (in the preferred case when obtaining diesel fractions from olefin-containing raw materials) enters the T-2 heat exchanger coil, then to the P-3 furnace and then to the R-1 or R-2 reactor operating in the synthesis mode.
  • Water condensate containing acidic components and unreacted alcohol (ether) (usually traces) is sent to a water treatment system or to an oil desalination unit.
  • Unstable product VII gasoline, aromatic hydrocarbon concentrate or diesel fraction
  • Unstable product VII is fed by pump N-3 to the coil of heat exchanger T-4, then to the coil of heat exchanger T-5, where it is heated by the heat of a stable product, and then enters for stabilization into the distillation column K- one.
  • Vapors are removed from the top of the column, which are cooled and condensed in an air cooler XB-2 and a water cooler X-2, and then uncondensed gas is released in the C-2 separator, which is sent to the fuel network, and liquefied gas, part of which is pumped by the pump H-4 sent to the column as reflux, and the balance part VIII is removed from the installation.
  • the bottom product of the column enters the RB reboiler, where light fractions are stripped from it, which are then fed under the lower plate of the column, and the stable product IX - high-octane gasoline or olefin-containing gasoline or diesel fraction - is cooled in the shell space of the T-5 heat exchanger and enters the warehouse. ...
  • the proposed invention makes it possible to refuse such a recycle. Due to this, it is possible to abandon equipment for returning, compressing and heating gas, in particular, equipment PK-1, T-2, P-3, and also to reduce the required dimensions of the reactor, pipes, fittings.
  • equipment PK-1, T-2, P-3 equipment for returning, compressing and heating gas
  • RU 2671568 equipment for returning, compressing and heating gas
  • a temperature drop will be observed on the second and subsequent reactor shelves.
  • reactions of the formation of high-octane components, in particular alkyl-aromatic hydrocarbons are suppressed on the second and subsequent reactor shelves.
  • the proposed invention makes it possible to equalize the temperature of the catalyst layer in each reaction zone, in particular, due to the refusal to supply a mixture of all hydrocarbon feedstock and oxygenate in one stream to the reactor inlet.
  • the proposed invention makes it possible to refuse the addition of isobutane to the feed in order to control the temperature of the reaction zones, in particular due to the possibility of distributed supply of both oxygenate and olefin-containing gas to each of the reaction zones in conjunction with a system of recuperative heat exchangers.
  • a reactor As a reactor, a reactor is used containing at least two reaction zones with a zeolite-containing catalyst, between which there is additionally located means for mixing the reaction products of the previous reaction zone and supplied methanol and / or other oxygenates and olefin-containing raw materials, and through the unit for feeding streams:
  • the temperature of the end bed of the catalyst is 40-70 ° C lower than the specified maximum temperature.
  • the proposed method and installation make it possible to smooth the temperature profile of the frontal catalyst layer in each of the reaction zones.
  • known methods including the processing of oxygenates into gasolines
  • a sharp jump in temperature occurs at about 60-120 ° C.
  • This heating is localized in the first quarter of the catalyst layer.
  • This uneven heating leads to accelerated coking of the catalyst in the frontal bed, and also increases cracking, reducing the yield of liquid product.
  • the temperature drops.
  • from half to 0.75 vol. % of the catalyst used operate at temperatures less than 360 ° C.
  • This cooling of the end catalyst layer leads to a drop in the RON of the gasoline produced.
  • the proposed method and installation make it possible to simultaneously solve the problem of overheating of the frontal catalyst layer and cooling of the end catalyst layer.
  • the catalyst is heated to no more than 60 ° C, preferably no more than 35 ° C.
  • the heating peak was not localized in the first quarter of the catalyst layer, but was distributed over the first 0.75 vol. % catalyst. In this case, no noticeable shifts are observed in the position of the maximum of the heating peak.
  • the temperature of the catalyzate at the outlet from the catalyst layer is higher than the temperature of the feedstock supply to this catalyst zone. This result allows the use of only one furnace in the proposed installation scheme.
  • the increased temperature of the catalyzate from the previous reaction zone eliminates the need for intensive heating of the catalyzate between the reaction zones using furnaces and / or electric heating. Due to the reduced load, recuperative heat exchangers can cope with the task of heating new feed streams supplied to the second and subsequent reaction zones, which are significantly cheaper in maintenance and repair compared to furnaces and / or electric heaters.
  • reactors with built-in heat exchangers in particular, isothermal reactors, heat pipe reactors.
  • the proposed method and installation allow the use of reactors without built-in heat exchangers, in particular - adiabatic reactors.
  • Reactors without built-in heat exchangers are cheaper to repair and maintain. They are scalable, allowing the size of the reactors used to be changed tens of times, with a predictable change in heat exchange.
  • a hydrocarbon fraction and oxygenate are fed to the inlet of the heat exchanger T-1, from the outlet of T-1 a mixture of oxygenate and a hydrocarbon fraction is mixed with an olefin-containing gas, and enters the P-1 furnace for heating, from P-1 the reaction mixture is fed to the first shelf of the R- reactor 1/1 or P-1/2, including a catalyst,
  • oxygenate and olefin-containing gas are fed to the inlet of the heat exchanger T-2, from the outlet of the heat exchanger T-2 a mixture of olefin-containing gas and oxygenate is fed to the second shelf of the reactor R-1/1 or R-1/2, including the catalyst, c. oxygenate and olefin-containing gas are fed to the inlet of the heat exchanger T-3, from the outlet of the heat exchanger T-3 a mixture of olefin-containing gas and oxygenate is fed to the third shelf of the reactor R-1/1 or R-1/2, including the catalyst, d.
  • Catalyst from the outlet of the reactor R-1/1 or R-1/2 is distributed into three streams fed to the heat exchangers T-1, T-2 and T-3, catalyzate from the outlet of the heat exchangers T-1, T-2, T-3 enters the inlet of the air condenser VX-1 and then through the water condenser T-4 and the chiller T-5 enters the three-phase separator BR-1, where the waste gases of the catalysis product are separated from the aqueous and hydrocarbon phases, e.
  • the aqueous phase is discharged into the atmospheric tank E-5, where sediment and degassing of the aqueous phase occurs, degassing gases are discharged to the furnace P-1 for survival, the hydrocarbon condensate of the catalyzate through the recuperator T-6 is fed to the column-debutanizer K-1, f. heat is supplied to the bottom of the column K-1 through the RB-1 reboiler, stabilized gasoline is removed from the reboiler of the RB-1 column, and then passing through the T-6 recuperator is cooled down in the VX-3 air cooler and delivered to the finished product warehouse, g.
  • off-gases from the column K-1 are fed to the air condenser VX-2 and then enter the reflux tank BR-2, h. water from the BR-2 tank is discharged into the E-5 atmospheric tank, the reflux from the BR-2 tank is fed to the irrigation of the K-1 column, the excess reflux is discharged, the exhaust gas from the BR-2 tank is fed to the T-8 condenser, where propane condenses , i. propane is separated from non-condensed gases in the BR-3 tank and is discharged for mixing with excess reflux from the BR-2 tank, and then a mixture of reflux and condensed propane is removed, j. water from the tank BR-3 is discharged into the atmospheric tank E-5, the exhaust gases from the tanks BR-2, BR-3 are discharged through the steam heater T-9.
  • propane condenses i. propane is separated from non-condensed gases in the BR-3 tank and is discharged for mixing with excess reflux from the BR-2 tank, and then a mixture of reflux and condensed propane is removed,
  • An embodiment of the invention is possible, in which a hydrocarbon fraction is supplied to the input of the heat exchanger T-1 from the supply tank E-1 by the pump N-1/1 or N-1/2, additionally from the supply tank E-3 by the pump N-3/1 or N- 3/2 oxygenate is fed to the input of the T-1 heat exchanger, from the T-1 outlet a mixture of oxygenate and hydrocarbon fraction is mixed with the olefin-containing gas supplied by the KP-1 compressor and fed to the P-1 furnace for heating, from the P-1 the reaction mixture is fed to the first shelf of the R-1/1 or R-1/2 reactor, to the inlet of the T-2 heat exchanger, the N-3/1 or N-3/2 pump is supplied with oxygenate from the E-3 tank and olefin-containing gas from the KP-1 compressor, from the outlet of the T-2 heat exchanger, a mixture of olefin-containing gas and oxygenate is fed to the second shelf of the R-1/1 or R-1/2 reactor, the oxygenate from the tank is supplied to the inlet of the T-3 heat exchanger
  • the catalyst regeneration is carried out in a stream of nitrogen-air mixture along the circuit, and the nitrogen-air mixture is supplied from the outlet of the reactor P1 / 1.2 to the recuperator T-10, then from the outlet of the T-10 it is fed to the inlet of the air cooler of gases regeneration VX-4, then from the outlet VX-4 it is fed to the regeneration gas separator S-1, then from the outlet C-1 it is fed to the regeneration gas compressor KP-2, then from the outlet KP-2 it is fed to the recuperator T-10, then from outlet T-10 is fed to the P-2 regeneration gas heating furnace, then from outlet P-2 it is fed to the reactor inlet P1 / 1, 2.
  • An embodiment of the invention is possible, in which the frequency of circulation for feeding with nitrogen and air through the supply lines of nitrogen and air is from 10 to 50, and the regeneration is carried out at a pressure of 6-10 bar.
  • the zeolite catalyst comprises: a. zeolite of the ZSM-5 type with a Biu / AbOz modulus from 43 to 95, in an amount from 65 to 80 May. %,
  • B sodium oxide in an amount from 0.04 to 0.15 May. %, c. zinc oxide in the amount of 1.0-5.5 May. %, d. oxides of rare earth elements in a total amount of 0.5-5.0 May. %, e. a binder comprising silicon dioxide, aluminum oxide, or mixtures thereof.
  • An embodiment of the invention is possible, in which the heating of the catalyst bed in each reaction zone is from 5 to 35 ° C.
  • An embodiment of the invention is possible, in which for each reactor shelf the temperature of the catalyzate at the outlet of the catalyst bed exceeds the temperature of the feed to this reactor shelf.
  • An embodiment of the invention is possible, in which the process pressure is from 1.5 to 4.0 MPa, preferably from 2.2 to 2.7 MPa.
  • the temperature of the flow at the inlet to the first / second / third reaction zone is 340-370 ° C / 341-370 ° C / 350-376 ° C.
  • the distribution of oxygenate between the three reaction zones is 44-62 May. % / May 18-35. % / May 14-21. % of the total amount of oxygenate.
  • An embodiment of the invention is possible, in which the distribution of the olefin-containing gas between the three reaction zones is 15-30 May. % / May 20-40. % / May 30-60. % of the total amount of olefin-containing gas.
  • the hydrocarbon fraction contains normal paraffins in the amount of 15-24 May. %, isoparaffins in the amount of 28-56 May. %, naphthenes in the amount of May 22-40. %, the rest is aromatic hydrocarbons and olefins.
  • hydrocarbon fraction can be selected from the group including straight-run gasoline, stable gas gasoline, light gas condensate, gasoline fraction with boiling points of about 62 ° - 85 ° C, raffinate, and mixtures thereof.
  • the oxygenate is selected from the group consisting of aliphatic alcohols, for example, methanol, ethanol, crude methanol, technical methanol, ethanol; ethers, for example, dimethyl ether, as well as mixtures thereof, including with water.
  • aliphatic alcohols for example, methanol, ethanol, crude methanol, technical methanol, ethanol
  • ethers for example, dimethyl ether, as well as mixtures thereof, including with water.
  • the olefin-containing fraction includes 2.3-8.0 wt. % hydrogen.
  • olefin-containing fraction is selected from the group including dry catalytic cracking gas, catalytic cracking wet gas, other catalytic cracking gases and their fractionation products, off-gas from a coking unit, Fischer-Tropsch synthesis gases, and mixtures thereof ...
  • An embodiment of the invention is possible, in which the reaction is carried out in the gas phase in a fixed catalyst bed.
  • An embodiment of the invention is possible in which built-in heat exchangers are not used.
  • each reactor is an adiabatic reactor.
  • three-phase separator BR-1 for feeding the catalyzate from the chiller T-5, where the off-gases of the catalysis product are separated from the aqueous and hydrocarbon phases
  • h. debutanizer column K-1 for stabilizing catalyzate from T-6
  • reboiler RB-1 of column K-1 for supplying heat and removing stabilized gasoline
  • air cooler VX-3 for cooling stabilized gasoline
  • air condenser VX-2 for partial condensation of the upper product from the column K-1
  • j. reflux tank BR-2 for separation of non-condensed gases, overhead product and water condensate
  • k. condenser T-8 for off-gas from tank BR-2, where propane condensation occurs
  • l. tank BR-3 for separating propane from non-condensed gases
  • steam heater T-9 for waste gases from tanks BR-2, BR-3.
  • the invention which additionally includes a feed tank for the hydrocarbon fraction E-1, a pump N-1/1 or N-1/2 for supplying a hydrocarbon fraction, a feed tank E-3 for oxygenate, a pump N-3/1 or N-3 / 2 for oxygenate supply, KP-1 compressor for olefin-containing gas.
  • Possible execution of the invention additionally including pump N-4/1 or N-4/2 for reflux from the tank BR-2 for irrigation of column K-1, LPG storage for excess reflux from pump N-4/1 or N-4/2 and for a mixture of reflux and condensed propane, pump N-5/1 or N-5/2 for removing propane for mixing with excess reflux from the container BR-2.
  • the invention which additionally includes equipment for carrying out regeneration: recuperator T-10, air cooler of regeneration gases VX-4, separator of regeneration gas S-1, compressor of regeneration gas KP-2, heating furnace of regeneration gas P-2.
  • An embodiment of the invention is possible in which built-in heat exchangers are not used.
  • each reactor is an adiabatic reactor.
  • FIG. 1 Block diagram of the installation.
  • FIG. 3b Schematic flow diagram of the installation, schematic representation of the process (the first part of the diagram).
  • Figure Zs Schematic flow diagram of the installation, schematic representation of the process (second part of the diagram).
  • FIG. 4 Schematic flow diagram of the installation with auxiliary equipment, schematic representation of the process (the first part of the diagram).
  • FIG. 1 Schematic flow diagram of the installation with auxiliary equipment, schematic representation of the process (second part of the diagram).
  • FIG. Schematic flow diagram of the installation with auxiliary equipment, schematic representation of the process (third part of the diagram).
  • Figure 1 shows the following elements of a unit for co-processing of hydrocarbon fractions, oxygenates and olefin-containing gases:
  • the plant according to Figure 1 is designed for joint processing of hydrocarbon fraction 001, oxygenate 002 and olefin-containing gas 003 to obtain a high-octane gasoline base. To do this, perform the following example steps:
  • Oxygenate 002 is divided into three streams by means of a block 100 for separating liquid components of raw materials:
  • Oxygenate flows are distributed in accordance with the parameter "oxygenate distribution over the reaction zones,%".
  • Olefin-containing gas 003 is divided into three streams using a block 200 for separating gaseous components of raw materials:
  • Olefin-containing gas streams are distributed in accordance with the parameter "distribution of olefin-containing gas over reaction zones,%":
  • Hydrocarbon fraction 001, oxygenate streams (101, 102, 103) and olefin-containing gas streams (201, 202, 203) are fed to mixing block 300, where three mixed feed streams are formed, with:
  • a mixed feed stream 301 is obtained by mixing three streams:
  • a mixed feed stream 302 is obtained by mixing two streams: • oxygenate stream 102;
  • a mixed feed stream 303 is obtained by mixing two streams:
  • the mixed feed stream 301 is heated to a first feed temperature to obtain a heated mixed feed stream 401.
  • the mixed feed stream 302 is heated to a second feed temperature to form a heated mixed feed stream 402.
  • the mixed feed stream 303 is heated to the third feed temperature to form a heated mixed feed stream 403.
  • the heated mixed feed stream 401 is fed to the first reaction zone 510 of the reactor 500 where it contacts the first zeolite catalyst. As a result, the conversion product 511 is formed.
  • the reaction zone 520 of the reactor 500 contains a mixing zone located upstream of the second zeolite catalyst.
  • the mixing zone of the reaction zone 520 can be, for example:
  • a layer of granules of neutral material placed in front of the layer of the second zeolite catalyst, for example, a protective layer, forecontact;
  • the preheater acts as a heating unit 400 for heating the mixed feed stream 302.
  • the conversion product 511 and the heated mixed feed stream 402 are fed to the reaction zone 520 through the mixing zone of the reaction zone 520.
  • the mixture of the conversion product 511 and the heated mixed feed stream 402 is contacted with a second zeolite catalyst. As a result, the conversion product 522 is formed.
  • the reaction zone 530 of the reactor 500 contains a mixing zone located upstream of the third zeolite catalyst.
  • the mixing zone of the reaction zone 530 can be, for example:
  • a layer of granules of neutral material placed in front of the layer of the third zeolite catalyst for example, a protective layer, forecontact;
  • a preheater located between the reaction zones 520 and 530.
  • the preheater acts as a heating unit 400 for heating the mixed feed stream 303.
  • the conversion product 522 and the heated mixed feed stream 403 are fed to the reaction zone 530 through the mixing zone of the reaction zone 530.
  • the mixture of the conversion product 522 and the heated mixed feed stream 402 is contacted with a third zeolite catalyst. As a result, the conversion product 533 is formed.
  • the product of the conversion 533 is fed to a condensation and product separation unit 600, where the product is separated into the following streams:
  • Unstable gasoline 601 is fed to stabilization unit 700.
  • Catalysis off-gas 602 is diverted to a fuel gas manifold 800.
  • Reaction water 603 is diverted to a water treatment unit 900.
  • Unstable gasoline 601 is divided into several streams using the stabilization unit 700:
  • Stable Gasoline 701 - Gasoline stabilized by vapor pressure.
  • the desired vapor pressure can be selected in accordance with local quality standards for motor gasolines. Discharged to the appropriate product warehouses (not shown).
  • Liquefied petroleum gas 702 consists mainly of propane, butanes and pentanes with admixtures of methane, ethane, hexanes. Discharged to the appropriate product warehouses (not shown).
  • Fuel gas 703 - The gases released when the gasoline is stabilized. Consists mainly of C2-C3 hydrocarbons. Discharged to fuel gas manifold 800.
  • Condensate water 704 - liquid water phase is discharged to water treatment unit 900.
  • a predetermined temperature is maintained in the end layers of the catalyst.
  • a gradual increase in temperatures in the end layers of the catalyst is possible as the zeolite catalyst is gradually deactivated during the interregeneration period. For this, the temperature of the additional feedstock supplied to the reactor is increased.
  • the temperature difference across the catalyst bed decreases in each subsequent reaction zone as compared to the previous one.
  • the concentration of olefins in fuel gases does not exceed 2 May. %, preferably does not exceed 0.5 May. %.
  • Such a low content of olefins in fuel gases allows them to be successfully used as a diluent in order to reduce the concentration of olefins in mixed feed streams.
  • the option of adding gases 802 to olefin-containing gas 002 can be useful during the commissioning phase, during the start-up and shutdown of the process due to the need for oxidative regeneration.
  • the gases 802 act as a diluent.
  • a fuel gas stream 801 may exist that is not directed to block 200.
  • Stream 801 may be diverted to a spark plug or used as a heat source in a plant. All stage (optional)
  • reaction water 603 and water condensate 704 are sent to the water treatment unit 900, where degassing and removal of hydrocarbons by settling takes place. This results in an aqueous phase stream (901) and a residual liquid hydrocarbon stream (902).
  • the aqueous phase 901 can be disposed of or sent to an external treatment facility at the refinery.
  • the aqueous phase 901 is demineralized.
  • the residual liquid hydrocarbon stream 902 is directed to a stabilization unit 700.
  • reaction water 603 and condensate water 704 are sent to an external treatment plant of a refinery without using the water treatment unit 900.
  • reaction water 603 and water condensate 704 are sent for processing to other catalytic processes of the refinery, without using the block 900 for water treatment.
  • the product of the conversion 533 is not supplied to the heat exchanger of the heating unit 400.
  • the product of the conversion 533 is sent to the condensation and separation unit 600.
  • the catalysis off-gas 602 is generated by cooling the reformer 3 in the condensation and product separation unit 600 at high pressure. Due to the high pressure, the content of Cs + hydrocarbons in the catalysis off-gas 602 is low. This makes it possible to eliminate the separation of C3 + hydrocarbons from the catalysis off-gas 602. Thus, the load on the stabilization unit 700 is reduced.
  • fuel gas 703 is also sent to the flare header instead of being fed to the fuel gas header 800.
  • catalysis off-gas 602 and fuel gas 703 are sent for processing to other catalytic processes of the refinery without using the fuel gas manifold 800.
  • reaction water 603 Part of the water remains dissolved in the unstable gasoline stream 601. This part of the water is separated from the hydrocarbons during rectification in the stabilization unit 700.
  • the heating unit 400 includes preheaters located between the reaction zones 510, 520 and 530. This variation can be useful when using separate reactors as the reaction zones.
  • the unit 600 condensation and separation of products includes a cascade of heat exchangers and a three-phase separator.
  • At least one reaction zone is located in a separate adiabatic reactor and at least two reaction zones are located within one reactor (eg, a shelf reactor).
  • the first reaction zone is in one adiabatic reactor and the second and third reaction zones are in the second adiabatic reactor.
  • BGS stable gasoline
  • the unit operates in a semi-regenerative mode.
  • another reactor can be in the modes of catalyst drying / activation, coke burning, oxidative catalyst regeneration, reactor idle, idle with pressure build-up, catalyst desorption by depressurization and nitrogen purging , catalyst desorption with circulating nitrogen.
  • the recuperative heat exchanger pos. T-1 from the supply container pos. E-1 pump pos. ⁇ -1 / 1,2 is supplied by BGS. Additionally, from the supply container pos. E-3 pump pos. ⁇ -3 / 1,2 methanol is fed to the input of the recuperative heat exchanger ⁇ -1. From the outlet of the recuperator pos. T-1 a mixture of methanol and BGS is mixed with the SGCC supplied by the compressor pos. KP-1 and enters the heating coil of the furnace pos. P-1. From the oven coil pos. P-1 the reaction mixture is fed to the first shelf of the corresponding reactor P-1/1 (P1 / 2). For the first shelf, the reaction mixture is a heated gaseous mixture of a hydrocarbon fraction, an oxygenate, and an olefin-containing gas. The mixture temperature is 350-370 ° ⁇ .
  • T-2 pump pos. ⁇ -3 / 1,2 methanol is fed from the supply tank pos. E-3 and SGKK from the compressor SGKK pos. KP-1. From the outlet of the heat exchanger pos. T-2 mixture of SGKK and methanol with a temperature of 150-250 ° C is fed to the second shelf of the corresponding reactor, pos. P-1/1 (P-1/2).
  • T-3 pump pos. ⁇ -3 / 1,2 methanol is fed from the supply tank pos. E-3 and SGKK from the compressor SGKK pos. KP-1. From the outlet of the heat exchanger pos. T-3 mixture of SGKK and methanol with a temperature of 150-250 ° C is fed to the second shelf of the corresponding reactor, pos. P-1/1 (P-1/2).
  • Catalyst from the outlet of the reactors pos. P-1/1, 2 is divided into 3 streams supplied to the heat exchangers pos. T-1, T-2 and T-3.
  • Catalyst consumption at the inlets of heat exchangers pos. T-2, T-3 is set by the temperature of the raw mixtures supplied to the second and third shelf of the reactor pos. ⁇ -1/1, 2.
  • the temperatures of the reaction mixtures fed to the catalyst beds on the second and third shelves of the reactors are controlled by the temperatures of the raw mixtures fed to the second and third shelves.
  • the catalyst bed Due to the conversion of additional feedstock (methanol and SGCC) supplied to the reactor shelves, the catalyst bed is adiabatically heated on shelves 1, 2 and 3 of the reactor, pos. ⁇ -1/1, 2. Adiabatic heating of the catalyst bed on each shelf should not exceed 60 ° ⁇ .
  • the amount of adiabatic heating is controlled by the mass ratio between the additional components of the reaction mixture (methanol + SGCC) supplied to the first, second and third shelves, and the BGS.
  • the initial temperature of the reaction mixture supplied to the frontal catalyst layer for the first shelf is determined by the temperature of the reaction mixture from the furnace coil, pos. P-1, and for the second and third shelves - the temperature of the reaction mixture at the outlet from the previous shelf, as well as the mass and temperature of the additional raw material supplied to the second and third shelves.
  • a three-phase separator the off-gases of the catalysis product are separated from the aqueous and hydrocarbon phases of the catalysis.
  • the water phase is discharged into the atmospheric container pos. E-5.
  • E-5 sediment and degassing of the aqueous phase is carried out. Degassing gases are directed to a low pressure flare header. To destroy possible emulsions of the aqueous phase with catalyst particles, heating of the tank pos. E-5.
  • Exhaust gases from the helmet pipe of the column pos. K-1 is fed to the air condenser pos. VX-2 and then through a water cooler, cooling down to 30-45 ° C, enter the reflux tank pos. BR-2 equipped with a drainage device. Water from the container pos. BR-2 is positionally diverted into the atmospheric container pos. E-5.
  • Reflux (hydrocarbon condensate) from the tank pos. BR-2 pump pos. ⁇ -4 / 1,2 is fed to the column irrigation pos. K-1.
  • Reflux ratio (as the ratio of the volumetric flow rate for refluxing the column at pos. K-1 to the flow rate of unstable gasoline (hydrocarbon condensate of catalyzate)) from the outlet of pos. BR-1 is 0.8 -0.9).
  • Excessive reflux from the pump pos. ⁇ -4 / 1,2 is taken to the LPG warehouse.
  • Exhaust gas from the tank pos. BR-2 is fed to the condenser pos. T-8.
  • propane condensation occurs in the condenser pos. T-8 at a temperature of +5 -10 ° C.
  • propane condensation occurs.
  • Propane is separated from non-condensed gases in the tank pos. BR-3 and pump pos. ⁇ 5 / 1,2 is diverted for mixing with excess reflux from the tank pos. BR-2 and then the mixture of reflux and condensed propane is fed to the LPG warehouse.
  • Capacity pos. BR-3 is equipped with a drainage device. Water from the container pos. BR-3 is positionally diverted into the atmospheric container pos. E-5.
  • the saturated vapor pressure at a temperature of 45 ° C of the mixed LPG from the installation is controlled by the temperature at the outlet of the condenser pos. T-8.
  • the content of liquid hydrocarbons C 5- in LPG is controlled by the temperature of the top of the column pos. K-1 and reflux ratio.
  • Mixed LPG (reflux + propane condensate) in composition and physical. chem. indicators correspond to the requirements for commercial LPG of the SPBT type in accordance with GOST 20448-90. Waste gases from containers pos. BR-2 and BR-3 through a steam heater pos. ⁇ -9 with a temperature of 35-45 ° ⁇ are diverted to the fuel gas network.
  • Figure 4 shows additional equipment for performing auxiliary modes.
  • a variant of the invention is shown intended for the joint processing of hydrocarbon fractions, oxygenates and olefin-containing gases into gasolines, where:
  • BGS stable gasoline
  • methanol oxygenate
  • SGCC dry catalytic cracking gas
  • nitrogen / air / nitrogen-air mixture is circulated by the compressor pos. KP-2 along the contour of the separator pos. ⁇ -1 -> compressor KP-2 ->, furnace coil pos. P-2, reactor pos. ⁇ -1 / 1,2 - reactor pos. ⁇ - 2 / 1,2, air cooler pos VX-4 -> separator pos. C-1.
  • From the separator pos. ⁇ -1 is a positional drainage of condensate into the atmospheric container pos. E-4.
  • the supply of the SGCC is replaced by the supply of circulating nitrogen or desulfurized fuel gas. Further, the pressure in the reactor is gradually released to 6-10 bar. In this case, the gases of catalyst desorption enter the low pressure flare header. After depressurizing the reactor, the reactor is cooled to 300 ° C by circulating nitrogen. In this case, hydrocarbons are desorbed from the catalyst surface.
  • the catalyst is regenerated. Regeneration of the catalyst is carried out in a stream of nitrogen-air mixture along the loop reactor P1 / 1,2 -> recuperator T-10 -> air cooler for regeneration gases VX-4 -> regeneration gas separator S-1 -> regeneration gas compressor KP-2 -> recuperator T-10 -> regeneration gas heating furnace P-2 -> reactor R1 / 1,2.
  • the circulation rate for the nitrogen and air feed through the nitrogen and air supply lines is from 10 to 50. Regeneration is carried out at a pressure of 6-10 bar. Examples of
  • Examples 1-5 the yield and other process parameters are shown for stable gasoline (hereinafter referred to as a liquid hydrocarbon product), which does not contain dissolved gases C1-C4 (fraction C5 + of the hydrocarbon fraction of the product).
  • a liquid hydrocarbon product which does not contain dissolved gases C1-C4 (fraction C5 + of the hydrocarbon fraction of the product).
  • C1-C4 fraction C5 + of the hydrocarbon fraction of the product.
  • the content of dissolved gases in can vary unevenly over time, changing the chemical composition. This can lead to inadequate comparison of the yield and quality of products from different experiments, especially when comparing results from different enterprises. Therefore, it is more preferable to compare the parameters of a product that does not contain dissolved gases.
  • a liquid hydrocarbon product may contain not only C5 + hydrocarbons, but also different amounts of dissolved gases C1-C4.
  • C5 + hydrocarbons hydrocarbons with five or more carbon atoms
  • the yield of a liquid hydrocarbon product increases simultaneously with the yield of C5 + hydrocarbons.
  • a catalytic installation was used, including three reactors connected in series, with a total catalyst load of up to 9 liters.
  • the reactors are designated as first, second and third reaction zones, R101, R201, R301, respectively.
  • the reactors are structurally as close as possible to the adiabatic type, the heat exchange between the catalyst bed and the vessel is minimized.
  • the catalyst baskets are placed in the reactor vessel so that a gap (approximately 2 mm) remains between the wall of the basket and the strong body.
  • Each reactor is installed in a thermostat with three heating zones. Three thermocouples are placed between the surfaces of the heating elements and the outer surface of the reactor vessel. On the contrary, thermocouples are also located on the inner wall of the reactor basket casing. There is also an air gap not exceeding 3-4 mm between the inner surface of the thermostat and the outer surface of the reactor.
  • the control loops maintain a constant temperature difference between the thermocouples at the outer wall of the reactor and the thermocouple opposite at the inner surface of the reactor basket.
  • Example 1 Liquid and gaseous products for analysis began to be taken 4 hours after the start of the feed.
  • Example 1 was carried out as follows. The material balance of example 1 is shown in Table 1. To carry out the reaction, a P-1/1 reactor was used. If necessary, instead of the R-1/1 reactor, the R-1/2 reactor can be used.
  • a hydrocarbon fraction is fed to the inlet of the T-1 heat exchanger, which is a mixture of a 62-85 ° C fraction and a raffinate.
  • the mass consumption of the 62-85 ° C fraction was 2493.5 g / h
  • the mass consumption of the 62-85 ° C fraction was 2493.5 g / h.
  • Oxygenate which is methanol
  • a mass flow rate of 110.0 g / h is fed to the inlet of the T-1 heat exchanger with a mass flow rate of 110.0 g / h.
  • a mixture of oxygenate and a hydrocarbon fraction is mixed with the olefin-containing gas of SGCC, the mass flow rate of which was 558.7 g / h, and is fed to the P-1 furnace for heating.
  • the reaction mixture is fed to the first shelf of the R-1/1 reactor, at a feed temperature of 360 ° C.
  • the reaction mixture is a heated gaseous mixture of BGS, methanol and SGCC. Heating up along the catalyst bed on the first shelf was 24 ° C. The temperature at the exit from the catalyst layer was 371 ° C, which is 11 ° C higher than the temperature of the feed to the first shelf.
  • Oxygenate which is methanol
  • the inlet of the heat exchanger T-2 is also fed with olefin-containing gas from the SGCC, the mass flow rate of which was 558.7 g / h.
  • a mixture of olefin-containing gas and oxygenate is fed to the second shelf of the R-1/1 reactor.
  • the feed temperature to the second shelf was 345 ° C. Due to the fact that the intermediate product flow from the first shelf is not heated on the T-2 heat exchanger, the T-2 heat exchanger is able to provide the specified feed temperature without using a furnace or an internal heat exchanger. Heating up along the catalyst bed on the first shelf was 32 ° C. The temperature at the exit from the catalyst bed was 370 ° C, which is 25 ° C higher than the temperature of feedstock supply to the second shelf. A similar result is achieved using an adiabatic reactor.
  • Oxygenate which is methanol, with a flow rate of 52.5 g / h and an olefin-containing gas, which is SGCC, with a flow rate of 744.9 g / h, is fed to the inlet of the T-3 heat exchanger. From the outlet of the T-3 heat exchanger, a mixture of olefin-containing gas and oxygenate is fed to the third shelf of the R-1/1 reactor.
  • the feed temperature to the second shelf was 375 ° C. Heating up along the catalyst bed on the first shelf was 21 ° C. The temperature at the exit from the catalyst bed was 389 ° C, which is 14 ° C higher than the temperature of feedstock supply to the second shelf.
  • heating along the catalyst bed does not exceed 35 ° C.
  • cooling of the end catalyst layer is not allowed, as evidenced by the fact that the temperature of the flow at the outlet from each reaction zone is higher than the temperature of the feedstock supply to this reaction zone.
  • Catalyst from the outlet of the R-1/1 reactor is distributed into three streams fed to heat exchangers T-1, T-2 and T-3.
  • Catalyst from the outlet of heat exchangers T-1, T-2, T-3 enters the inlet of the air condenser VX-1 and then through the water condenser T-4 and the chiller T-5 enters the three-phase separator BR-1, where the product off-gases are separated catalysis from aqueous and hydrocarbon phases.
  • the water phase is discharged into the atmospheric tank E-5, where the sediment and degassing of the aqueous phase occurs, the degassing gases are discharged for afterburning into the P-1 furnace, the hydrocarbon condensate of the catalyzate is fed through the T-6 recuperator to the K-1 debutanizer column. Heat is supplied to the bottom of the column through the RB-1 reboiler.
  • the stabilized gasoline is removed from the column RB-1 reboiler, and then, passing through the T-6 recuperator, is cooled down in the VX-3 air cooler and taken to the finished product warehouse. Under the conditions of the achieved uniform heating of each reaction zone, the RON of stabilized gasoline of 92.2 units is achieved.
  • the yield of Cs + hydrocarbons per supplied hydrocarbon fraction exceeds 70 May. %.
  • the mass flow of stable gasoline was 3654.4 g / h (yield 73.3 wt.% For the supplied hydrocarbon fraction).
  • Waste gases from column K-1 are fed to the air condenser VX-2 and then enter the reflux tank BR-2.
  • the water from the BR-2 tank is discharged into the E-5 atmospheric tank, the reflux from the BR-2 tank is fed to the irrigation of the K-1 column, the excess reflux is discharged, the exhaust gas from the BR-2 tank is fed to the T-8 condenser, where propane condenses ... Propane is separated from non-condensed gases in the BR-3 tank and is discharged for mixing with excess reflux from the BR-2 tank, and then a mixture of reflux and condensed propane is removed.
  • Water from the BR-3 tank is discharged into the E-5 atmospheric tank, the exhaust gases from the BR-2, BR-3 tanks are discharged through the T-9 steam heater.
  • Table 2 shows the chemical compositions of the hydrocarbon fractions used in Examples 1-5.
  • the 62-85 ° C fraction (fr. 62-85 ° C) is the benzene-forming part of the catalytic reforming feedstock (approximate boiling range 62-85 ° C).
  • the raffinate can be a mixture, predominantly of gasoline-range hydrocarbons, which have not undergone conversion during the catalytic reforming process.
  • the raffinate can be described as a by-product gasoline cut taken from an aromatic hydrocarbon extractive distillation unit.
  • the raffinate can be a by-product of the extractive distillation of the benzene-toluene fraction.
  • the raffinate can be a by-product of the extractive distillation of the toluene-xylene fraction.
  • Table 3 shows the compositions of the olefin-containing fractions used in Examples 1-5.
  • the olefin-containing fractions used can be considered, for example, as a model of a dry catalytic cracking gas sample (the compositions of the SGCC were obtained by averaging the data of the refinery over several months of the catalytic cracking unit operation).
  • the name and the process of origin of the olefin-containing fractions may vary depending on the enterprise and the region. Attention should be paid to the chemical composition of the fraction used, in particular, the olefin-containing fraction should include C 2 -C 4 olefins in a total amount of 10 to 50 May. %.
  • the weight fraction of C 5+ hydrocarbons in the olefin-containing fraction is not more than 5.0 wt. %.
  • the volume fraction of hydrogen sulfide in the olefin-containing fraction is at most 0.005%.
  • the olefin-containing fraction may contain from 0.5 to 8 May. % hydrogen, preferably from 2.3 to 8 May. % hydrogen.
  • Example 4 used dimethyl ether (DME), 99%.
  • Example 5 uses 95% ethanol.
  • Table 4 shows the compositions of the zeolite catalysts used in Examples 1-5.
  • Table 5 shows the conditions and basic parameters of examples 1-5.
  • the hydrocarbon fraction in examples 1-5 is fed to the first reaction zone.
  • the experiments according to the invention were carried out at a pressure of 15-40 bar (1.5-4.0 MPa), preferably 22-27 bar (2.2-2.7 MPa).
  • Table 6 shows the composition of the liquid hydrocarbon product free of dissolved gases C1-C4 (C5 fraction + hydrocarbon product fraction) in Examples 1-5.
  • the composition of the C5 + fraction is shown for ease of comparison of experimental results under different conditions.
  • the liquid hydrocarbon product may contain different amounts of dissolved gases C1-C4.
  • Table 7 shows the temperatures of the catalyst bed in the first, second and third reaction zones (R101 / R201 / R301), ° C.
  • Table 4 The composition of the zeolite catalysts used in examples 1-5.
  • Rare earth elements include, for example, lanthanum, praseodymium, neodymium, cerium, preferably mixtures thereof.
  • the source of rare-earth compounds can be individual compounds of each of the elements, for example, nitrates. Mixtures of rare earth compounds can also serve as a source of rare earth compounds.
  • a source of compounds of rare earth elements intermediate products of the production of rare earth elements with a content of mixed compounds of rare earth elements of at least 60 May can be used. %, such as a concentrate of rare earth elements, rough rare earth concentrate of rare earth elements, collective concentrates of rare earth metals, intermediate products of processing of rare earth ores. Mixtures of rare earth compounds can be used without prior separation of the individual rare earth compounds.
  • the heating of the catalyst in each reaction zone does not exceed 35 ° C.
  • the temperature of the catalyzate at the outlet of the reaction zone exceeds the temperature of the feedstock supply.
  • the temperature of the end catalyst bed falls below the feed temperature for at least one reaction zone, in particular for the third reaction zone. This leads, in particular, to a drop in the OCHI of the product by 3-5 units. Obtaining gasoline with OCHI above 90 units. when the content of aromatic hydrocarbons in the product is not more than 35 vol. % and output more than 70 May. %
  • Examples 1-5 show RON (Research Octane) of a liquid hydrocarbon product of more than 90 units, with a total aromatics content of not more than 37.9 May. % and benzene content not more than 1.2 May. %. At the same time, the output of the product is provided for more than 70 May. % on the supplied hydrocarbon fraction.
  • the content of olefins in the liquid hydrocarbon product during the implementation of the proposed method does not exceed 2.0 May. %. This is an order of magnitude lower than the maximum olefin content allowed for motor fuels (typically no more than 18 vol.%).
  • Such a composition makes it possible to use the produced product not only as the main component for the production of high-octane gasolines, but also to sell it independently as commercial gasoline without the need for compounding with other refined products. Possibility to use olein-containing gases with an olefin content of less than 50 May as a raw material. % without preliminary concentration of olefins
  • Examples 1-5 demonstrate the possibility of using olefin-containing fractions with an olefin content of not more than 50 May. %.
  • gaseous olefin sources with an olefin content of 10 May. % (and more). This result can significantly reduce costs per unit of product compared to methods that use highly concentrated sources of olefins or chemically pure olefins.
  • the proposed method allows the use of dilute olefins instead of highly concentrated sources of olefins (eg, pure ethylene). This creates an opportunity as a source of olefins, intermediates and by-products of already existing petrochemical plants. Among them are dry gases of catalytic cracking, various fuel gases with olefin content from 10 to 50 May. %.
  • examples 1-5 use olefin-containing fractions with a hydrogen content of 0.5 to 8 May. %.
  • olefin-containing fractions were fed to the reaction zones without preliminary separation of hydrogen from them. This result is important because fuel gases often contain olefins along with significant amounts of hydrogen.
  • the presence of hydrogen in the olefin source can lead to side reactions.
  • the proposed method makes it possible to partially replace oxygenates with a source of dilute olefins (olefin-containing fractions).
  • olefin-containing fractions act as a partial replacement for oxygenates of the feed.
  • formulas (4) - (6) can be applied to the already known methods of joint processing of hydrocarbon fractions and oxygenates (without involving olefin-containing fractions) into gasolines.
  • formulas (4) - (6) make it possible to calculate the amount (molar flow, mol / h) of oxygenate in a known method, which can be replaced by available olefin-containing fractions without loss of quality and product yield.

Landscapes

  • Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
  • Engineering & Computer Science (AREA)
  • Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
  • General Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Organic Chemistry (AREA)
  • Crystallography & Structural Chemistry (AREA)
  • Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)
  • Production Of Liquid Hydrocarbon Mixture For Refining Petroleum (AREA)

Abstract

Изобретение относится к способу и установке для получения бензинов в котором в качестве сырья используют три потока, один из которых включает углеводородную фракцию, второй поток включает оксигенат, третий поток включает олефин-содержащую фракцию, содержащую олефины С2-С4 в общем количестве от 10 до 50 мас. %, и где используют три реакционные зоны, заполненные цеолитным катализатором, с распределением углеводородной фракции в по меньшей мере одну реакционную зону, с распределением олефин-содержащей фракции три реакционные зоны, с распределением оксигената в три реакционные зоны. Способ и установка позволяют сгладить температурный профиль катализатора, отказаться от рецикла газообразного продукта и от использования внутренних теплообменников при производстве высокооктановых бензинов.

Description

СПОСОБ И УСТАНОВКА ДЛЯ ПОЛУЧЕНИЯ БЕНЗИНА
Изобретение относится к области нефтеперерабатывающей и нефтехимической промышленности. Более конкретно: к способам и установкам для производства бензинов путем совместной переработки углеводородных фракций, оксигенатов и олефин- сод ержащих газов.
В описании используются следующие термины:
Бензин - товарный бензин или основной компонент (основа) для производства бензинов. В частности, бензин, получаемый по предлагаемому методу, может использоваться для получения автомобильных бензинов методами компаундирования (смешения бензиновых фракций, получаемых различными процессами переработки нефти). К примеру, по предлагаемому методу может производиться основа для производства автомобильного бензина экологического класса К5 марки АИ-92 по ГОСТ 32513-2013. В ряде случаев получаемый по предлагаемому методу бензин может не соответствовать всем требованиям, предъявляемым к товарным бензинам тем или иным регионом или организацией. К примеру, содержание бензола в произведенном бензине может превышать 1.0 об. %. В качестве другого примера, содержание ароматики в произведенном бензине может превышать 35 об. %. В качестве бензина может рассматриваться жидкий углеводородный продукт, произведенный по предлагаемому способу.
Углеводородная фракция - фракция бензинового диапазона кипения (температура начала кипения не нормируется, температура конец кипения не более 215°С). В частности, конец кипения может составлять 200°С, 180°С, 160°С или 85°С. Предпочтительно температура конца кипения не выше 180°С. Начало кипения может составлять, например, 62°С, 85°С, 140°С. Предпочтительно температура начала кипения не ниже 62°С.
Оксигенат - алифатический спирт или простой эфир. Может быть выбран из группы, включающей: метанол, метанол-сырец, метанол технический, этанол, диметиловый эфир, другие алифатические спирты, простые эфиры, а также их смеси, в т.ч. с водой. Может содержать примеси, к примеру альдегиды, карбоновые кислоты, сложные эфиры, ароматические спирты. Способ не предполагает использования непредельных (ненасыщенных) спиртов, к примеру, аллилового спирта, однако их присутствие возможно в качестве примесей.
Олефин-содержащий газ - фракция, включающая 10-50 мае. % олефинов С2-С4 (этилен, пропилен, нормальные бутилены, изобутилен). Олефин-содержащий газ может содержать инертные или слабо- реакционноспособные компоненты, отличные от олефинов, к примеру: метан, этан, пропан, бутан, водород, азот. К примеру, олефин-содержащий газ может содержать от 0.5 до 8.0 мае. % водорода, предпочтительно от 2 до 8 мае. % водорода. Предпочтительно массовая доля углеводородов Cs+ в олефин-содержащем газе не более 5.0 мае. %. Предпочтительно объемная доля сероводорода в олефин-содержащем газе не более 0.005 %.
Реакционная зона - обособленный объем в реакторе, содержащий катализатор. Несколько последовательных реакционных зон могут быть расположены в одном реакторе. Например, реакционными зонами могут являться полки в полочном реакторе. Также каждая реакционная зона может находится в отдельном реакторе. В качестве реакционной зоны может выступать отдельный реактор.
Сп - углеводороды с количеством атомов углерода п.
С„+ - углеводороды с количеством атомов углерода равном или более п.
РЗЭ - редкоземельные элементы.
ДМЭ - диметиловый эфир.
СГКК - сухой газ каталитического крекинга.
ФАУ - фракция ароматических углеводородов.
СУТ - сжиженные углеводородные газы.
Массовая скорость подачи сырья, ч 1 - количество сырья, пропускаемого в единицу времени через единицу массы катализатора. К примеру, массовая скорость подачи i-ro компонента:
Figure imgf000004_0001
где вход - массовый поток i-ro компонента на входе, г/ч. mcat - масса катализатора, г.
Конверсия - отношение количества сырья, вступившего в реакцию, к количеству сырья, поданного в реакцию. К примеру, конверсия i-ro компонента: г ВХОД гВЫХОД / = 1 .вход - 100%, (2) п где вход - массовый поток i-ro компонента на входе, г/ч. массовый похок 1-го компоненха на выходе, г/ч.
Селективность - отношение количества целевого компонента к общему количеству углеводородов, полученных в данном процессе. К примеру, селективность i-ro компонента продукта:
Figure imgf000005_0001
/гВЫХОД · / где /j - массовый поток i-го компонента на выходе, г/ч, ,i - суммарный массовый поток всех произведенных углеводородов, г/ч.
Процент замещения оксигената на олефин-содержащий газ (% замещения) рассчитывается следующим образом: о/ 1 -1 Sί K - Pί оксигенат \
% замещения = 1 1 — =—7 - — - I - л 1 л 0л 0п %/ ,
\ ί ' оксигенат ' 2 j ^ олефин / (4) где щ оксигенат _ мольный поток i-го подаваемого оксигената, моль/ч, к, - коэффициент советующий i-му подаваемому оксигенату. Коэффициент к, равняется 0.5 для метанола, 1 для других оксигенатов (например, этанол, пропанол, ДМЭ).
Tij олефин - мольный поток j -го подаваемого олефина, моль/ч.
К примеру, при необходимости заместить метанол на сухой газ каталитического крекинга, содержащий этилен, процент замещения рассчитывается следующим образом:
% замещения = (l - °·5 Пметанол - \ . 10()%, (5)
\ и.э '«-метанол
Figure imgf000005_0002
этилен где иметан0л, моль /ч _ мольный поток подаваемого метанола, моль/ч, пэтилен, моль /ч - мольный поток подаваемого этилена, моль/ч,
0.5 - коэффициент, соответствующий метанолу.
Аналогично, если в качестве оксигената используется этанол, а в олефин- содержащем газе содержатся этилен, пропилен и бутилены, процент замещения рассчитывается следующим образом. л 1 ^этанол
% замещения = 1 1 — - - ) - 100%, (6)
\ 1 ' ^этанол 3” ^-этилен 3” ^-пропилен 3” ^-бутилены где иэтанол - мольный поток подаваемого метанола, моль/ч,
Пдтилен _ мольный поток подаваемого этилена, моль/ч,
Ппропилен - мольный поток подаваемого пропилена, моль/ч,
Пдутилены _ общий мольный поток подаваемых бутиленов (включая изобутилен), моль/ч,
1 - коэффициент для этанола.
Процент замещения оксигената на олефин-содержащий газ не учитывает воду, подаваемую на реакционные зоны. УРОВЕНЬ ТЕХНИКИ
Изобретение согласно RU 2671568 от 27.09.2016 включает способ получения высокооктанового бензина из низкооктановых бензиновых и/или олефинсодержащих фракций и метанола. Сырье - сырьевая углеводородная фракция Ci-Cio I и изобутан из сырьевой емкости Е-1 поступает на прием сырьевого насоса Н-2, куда подается насосом Н-1 сырьевая кислородсодержащая фракция Ci-Сб II из сырьевой емкости Е-2.
В качестве углеводородной фракции Ci-Cio может применяться прямогонная или газоконденсатная бензиновая фракция или олефинсодержащая фракция или пентан - гексановая (гептановая) фракция или пропан - бутановая фракция или ШФЛУ. ШФЛУ предварительно может быть разделена в ректификационной колонне К-2 (на схемах не показана) на фракции С1-С4, С5-С7, Cs-Ce, С5+, Сб+ или С7+, и в качестве сырья установки может быть использована любая из этих фракций. При необходимости схема может включать реактор сероочистки сырьевой бензиновой фракции, пентан - гексановой (гептановой), ШФЛУ, а также какой - либо выделенной из ШФЛУ фракции с использованием полученного в процессе водородсодержащего газа.
Сырьевая смесь проходит трубное пространство теплообменников Т-3 и Т-1, где нагревается газо-продуктовым потоком, поступающим из реактора Р-1 или Р-2, работающего в режиме синтеза. Далее сырьевой поток III нагревается в печи П-1 до требуемой температуры начала реакции (250-510°С в зависимости от используемого сырья) и поступает в реактор Р-1 или Р-2, работающий в режиме синтеза.
Одновременно в первый или каждый последующий слой катализатора или между этими слоями в адиабатическом реакторе, а также на вход в изотермический реактор циркуляционным компрессором ПК-1 подают газ, нагретый в рекуперационном теплообменнике Т-2 и печи П-3 до 410-480°С, а также горячий рециклов ый поток из К-1 (на схемах не показано).
В реакторе в зависимости от используемого сырья при температуре 250-510°С и давлении 0,1-10,0 МПа осуществляется каталитический процесс превращения сырья. Из реактора выводят поток продуктов IV, который последовательно проходит межтрубное пространство теплообменников Т-1, Т-2 и Т-3, где отдает тепло сырьевому потоку и циркулирующему газу, затем теплообменник Т-4, где отдает тепло потоку нестабильного продукта, затем охлаждается в воздушном холодильнике ХВ-1 до температуры 55°С и затем - оборотной водой в водяном холодильнике Х-1 до температуры 35°С. Далее газожидкостная смесь продуктов поступает в трехфазный сепаратор С-1, где разделяется на газовый поток V, водный конденсат VI и нестабильный жидкий продукт VII. Основная часть выделенного в трехфазном сепараторе газового потока поступает в блок циркуляционного компрессора ПК- 1 и при давлении 1, 9-2,0 МПа (в предпочтительном случае при получении высокооктановых бензинов) и 4, 0-6,0 (в предпочтительном случае при получении дизельных фракций из олефинсодержащего сырья) поступает в змеевик теплообменника Т-2, далее в печь П-3 и затем в реактор Р-1 или Р-2, работающий в режиме синтеза.
Водный конденсат, содержащий кислые компоненты и непрореагировавший спирт (эфир) (обычно следы), направляют в систему водоочистки или на установку обессоливания нефти.
Нестабильный продукт VII (бензин, концентрат ароматических углеводородов или дизельную фракцию) насосом Н-3 подают в змеевик теплообменника Т-4, затем в змеевик теплообменника Т-5, где он нагревается теплом стабильного продукта, и далее поступает на стабилизацию в ректификационную колонну К-1. С верха колонны выводят пары, которые охлаждают и конденсируют в воздушном холодильнике ХВ-2 и водяном холодильнике Х-2, а затем в сепараторе С -2 выделяют несконденсированный газ, который направляют в топливную сеть, и сжиженный газ, часть которого насосом Н-4 направляют в колонну в качестве орошения, а балансовую часть VIII выводят с установки.
Кубовой продукт колонны поступает в ребойлер РБ, где из него отпариваются легкие фракции, которые далее поступают под нижнюю тарелку колонны, а стабильный продукт IX - высокооктановый бензин или олефинсодержащий бензин или дизельная фракция - охлаждается в межтрубном пространстве теплообменника Т-5 и поступает на товарный склад.
В качестве недостатка изобретения согласно RU 2671568 рассматривается необходимость выделения, нагрева и циркуляции через катализатор части газообразного продукта ( и углеводороды С1-С4). Патент показывает, что рецикл части продукта необходим для превращения содержащихся в нём непредельных углеводородов, и для контроля температуры реакционных зон. Это усложняет используемое оборудование. В частности из-за возврата газа увеличиваются размеры реактора, труб, арматуры. Эта проблема вызвана увеличением количества циркулирующего балласта, который не перерабатывается, а нужен только для поддержания температуры в реакторе.
Предлагаемое изобретение позволяет отказаться от такого рецикла. За счет этого удается отказаться от оборудования для возвращения, компримирования и нагрева газа, в частности от оборудования ПК-1, Т-2, П-3, а также уменьшить необходимые размеры реактора, труб, арматуры. В качестве недостатка изобретения согласно RU 2671568 можно также рассматривать то, что весь оксигенат смешивается с углеводородным сырьем и идет одним потоком на верх реактора. Подобный подход способен привести к резкому перегреву верха реактора. Это вызовет перегрев узкого лобового слоя катализатора, снижая временя работы установки между регенерациями и снижая выход бензина. В описанной установке в этих условиях будет наблюдаться падение температуры на второй и последующей полках реактора. При этом на второй и последующей полках реактора подавляются реакции образования высокооктановых компонентов, в частности алкил-ароматических углеводородов.
Предлагаемое изобретение позволяет выровнять температуру катализаторного слоя на каждой реакционной зоне, в частности за счет отказа от подачи смеси всего углеводородного сырья и оксигената одним потоком на вход реактора.
В качестве недостатка изобретения согласно RU 2671568 также рассматривается необходимость добавления к сырью существенных количеств изобутана с целью контроля температуры реакционных зон. Изобутан - востребованный продукт нефтеперерабатывающего производства с высокой стоимостью. Его расход на переработку углеводородной фракции приводит к увеличению затрат на производство бензина. Теоретически возможный рецикл связан со сложным процессом отделения изобутана от производимой широкой фракции легких углеводородов.
Предлагаемое изобретение позволяет отказаться от добавления изобутана к сырью с целью контроля температуры реакционных зон, в частности за счет возможности распределенной подачи и оксигената, и олефин-содержащего газа на каждую из реакционных зон в совокупности с системой рекуперативных теплообменников.
Заявка на изобретение WO2017155431 от 07.03.2017 описывает способ получения бензинов из углеводородных фракций, фракций газообразных олефинов и оксигенатов. Данный способ является наиболее близким к настоящему изобретению и взят за прототип.
В качестве реактора используют реактор, содержащий, по меньшей мере, две реакционные зоны с цеолитосодержащим катализатором, между которыми дополнительно расположено средство для смешивания продуктов реакции предыдущей реакционной зоны и подаваемого метанола и/или других оксигенатов и олефиносодержащего сырья, а посредством узла подачи потоков подают:
• в первую реакционную зону реактора: поток метанола и/или других оксигенатов и олефиносодержащего сырья и поток сырьевых углеводородных фракций,
• во вторую реакционную зону реактора - поток метанола и/или других оксигенатов и олефиносодержащего сырья. Описанный способ позволяет снизить количество бензола и тугоплавких компонентов (дурол, метилнафталины) в получаемом продукте. Регулирование температуры по всему слою катализатора без использования сложного теплообменного оборудования достигается за счет контроля:
• подачи оксигенатов и олефиносодержащего сырья в первую и последующие реакционные зоны;
• температуры смеси, подаваемой в первую реакционную зону.
К сожалению, документ не учитывает проблем, возникающих при замене олефинов на дешевые источники олефинов С2-С4. В частности, не описываются закономерности влияния степени разбавления олефинов на температурный профиль и качество продукта. Также не учитывается возможная химическая активность разбавителей (метан, этан, примеси более тяжелых углеводородов, водород, азот) в процессе конверсии.
В качестве недостатка способа также может рассматриваться то, что при получении бензинов в оптимальных условиях:
• разогрев слоя катализатора не превышает 420° С,
• однако температура концевого слоя катализатора на 40-70°С ниже указанной максимальной температуры.
Подобное снижение температуры снижает активность концевого слоя катализатора, фактически оставляя его работать в неоптимальных условиях. Неравномерный прогрев слоя катализатора может привести к неравномерному закоксовыванию слоя катализатора. Также возможна активизация побочных реакций, к примеру, олигомеризация олефинов вместо вовлечения их в процессы алкилирования ароматики.
В качестве недостатка способа также может рассматриваться то при малых расходах метанола, менее 20% от массы конвертируемого сырья, авторы призывают
• дополнительно перегревать сырьевой поток, подаваемый в последнюю и/или предпоследнюю реакционные зоны (максимум до 500°С);
• либо использовать в качестве одной или двух последних реакционных зон реактора изотермические реакционные зоны.
В этой патентной заявке не была досконально разработана схема установки.
РАСКРЫТИЕ ИЗОБРЕТЕНИЯ
Предлагаемый способ и установка позволяют сгладить температурный профиль лобового слоя катализатора в каждой из реакционных зон. В известных методах, включающих переработку оксигенатов в бензины, при подаче потока оксигената на реакционную зону, возникает резкий скачет температуры примерно в 60-120 °С. Этот разогрев локализован в первой четверти катализаторного слоя. Такая неравномерность нагрева приводит к ускорению закоксовывания катализатора в лобовом слое, а также повышает крекинг, уменьшая выход жидкого продукта. В то же время после резкого подъема температуры в лобовом слое катализатора наступает спад температуры. В результате от половины до 0.75 об. % используемого катализатора работают при температурах менее 360°С. Такое захолаживание концевого слоя катализатора приводит к падению ОЧИ производимого бензина. Предлагаемый способ и установка позволяют одновременно решить проблемы перегрева лобового слоя катализатора и захолаживания концевого слоя катализатора.
Благодаря сглаживанию температурного профиля в каждой реакционной зоне достигается разогрев катализатора не более 60°С, предпочтительно не более 35°С. При этом при испытаниях в течении более 100 ч. пик разогрева не локализован в первой четверти катализаторного слоя, но распределен по первым 0.75 об. % катализатора. При этом не наблюдается заметных сдвигов в положении максимума пика разогрева.
Обнаружено, что за счет использования предлагаемого метода и установки, температура катализата на выходе из катализаторного слоя выше, чем температура подачи сырья на данную катализаторную зону. Такой результат позволяет использовать только одну печь в схеме предлагаемой установки. Повышенная температура катализата с предыдущей реакционной зоны позволяет отказаться от интенсивного нагрева катализата между реакционными зонами с помощью печей и/или электроразогрева. Благодаря пониженной нагрузке, с задачей нагрева новых потоков сырья, подаваемых на вторую и последующие реакционные зоны, могут справиться рекуперационные теплообменники, заметно более дешевые в обслуживании и ремонте по сравнению с печами и/или электронагревателями.
Этот результат достигается без использования реакторов со встроенными теплообменниками, в частности, изотермических реакторов, реакторов на тепловых трубах. При этом предлагаемый способ и установка позволяют использовать реакторы без встроенных теплообменников, в частности - адиабатические реакторы. Реакторы без встроенных теплообменников дешевле в ремонте и обслуживании. Они способны к масштабированию, позволяя изменять размеры используемых реакторов в десятки раз, с предсказуемым изменением в теплообмене.
В качестве технических результатов настоящего изобретения также рассматриваются: • получение бензина с ОЧИ выше 90 ед. при содержании ароматических углеводородов в продукте не более 35 об. %;
• увеличение выхода продукта до 70 мае. % на подаваемую углеводородную фракцию;
• возможность использовать в качестве сырья олефин-содержащие газы с содержанием олефинов менее 50 мае. % без предварительного концентрирования олефинов;
• возможность использовать в качестве сырья олефин-содержащие газы, включающие водород, без дополнительного его отделения;
• возможность исключить рецикл газообразных продуктов;
• снижение потребления оксигенатов за счет частичной замены оксигената на олефин-содержащие газы.
Обозначенные выше технические результаты достигаются за счет предлагаемого способа получения бензинов, включающего следующие последовательные операции: a. на вход теплообменника Т-1 подается углеводородная фракция и оксигенат, с выхода Т-1 смесь оксигената и углеводородной фракции смешивается с олефинсодержащим газом, и поступает на нагрев в печь П-1, из П-1 реакционная смесь подается на первую полку реактора Р-1/1 или Р-1/2, включающую катализатор,
B. на вход теплообменника Т-2 подается оксигенат и олефинсодержащий газ, с выхода теплообменника Т-2 смесь олефинсодержащего газа и оксигената подается на вторую полку реактора Р-1/1 или Р-1/2, включающую катализатор, c. на вход теплообменника Т-3 подается оксигенат и олефинсодержащий газ, с выхода теплообменника Т-3 смесь олефинсодержащего газа и оксигената подается на третью полку реактора Р-1/1 или Р-1/2, включающую катализатор, d. катализат с выхода реактора Р-1/1 или Р-1/2 распределяется на три потока, подаваемые на теплообменники Т-1, Т-2 и Т-3, катализат с выхода теплообменников Т-1, Т-2, Т-3 поступает на вход воздушного конденсатора ВХ-1 и далее через водяной конденсатор Т-4 и чиллер Т-5 поступает в трехфазный разделитель БР-1, где происходит отделение отходящих газов продукта катализа от водной и углеводородной фаз, e. водная фаза отводится в атмосферную емкость Е-5, где происходит отстой и дегазация водной фазы, газы дегазации отводятся на дожит в печь П-1, углеводородный конденсат катализата через рекуператор Т-6 подается в колонну-дебутанизатор К-1, f. подвод тепла к кубу колонны К-1 осуществляется через ребойлер РБ-1, стабилизированный бензин отводится из ребойлера колонны РБ-1, и далее пройдя через рекуператор Т-6 захолаживается в воздушном холодильнике ВХ-3 выводится на склад готовой продукции, g. отходящие газы из колонны К-1 поступают на воздушный конденсатор ВХ-2 и далее поступают в рефлюксную емкость БР-2, h. вода из емкости БР-2 отводится в атмосферную емкость Е-5, рефлюкс из емкости БР-2 подается на орошение колонны К-1, избыток рефлюкса отводится, отходящий газ с емкости БР-2 подается на конденсатор Т-8, где происходит конденсация пропана, i. пропан отделяется от несконденсированных газов в емкости БР-3 и отводится на смешение с избыточным рефлюксом из емкости БР-2 и далее смесь рефлюкса и сконденсированного пропана отводится, j. вода из емкости БР-3 отводится в атмосферную емкость Е-5, отходящие газы с емкостей БР-2, БР-3 через паровой подогреватель Т-9 отводятся.
Возможно исполнение изобретения, в котором на вход теплообменника Т-1 из расходной емкости Е-1 насосом Н-1/1 или Н-1/2 подается углеводородная фракция, дополнительно из расходной емкости Е-3 насосом Н-3/1 или Н-3/2 на вход теплообменника Т-1 подается оксигенат, с выхода Т-1 смесь оксигената и углеводородной фракции смешивается с олефинсодержащим газом, подаваемым компрессором КП-1, и поступает на нагрев в печь П-1, из П-1 реакционная смесь подается на первую полку реактора Р-1/1 или Р-1/2, на вход теплообменника Т-2 насосом Н-3/1 или Н-3/2 подается оксигенат из емкости Е-3 и олефинсодержащий газ с компрессора КП-1, с выхода теплообменника Т-2 смесь олефинсодержащего газа и оксигената подается на вторую полку реактора Р-1/1 или Р-1/2, на вход теплообменника Т-3 насосом Н-3/1 или Н-3/2 подается оксигенат из емкости Е-3 и олефинсодержащий газ с компрессора КП-1, с выхода теплообменника Т-3 смесь олефинсодержащего газа и оксигената подается на третью полку реактора Р-1/1 или Р-1/2.
Возможно исполнение изобретения, в котором водная фаза отводится в атмосферную емкость Е-5, работающую при необходимости с обогревом.
Возможно исполнение изобретения, в котором рефлюкс из емкости БР-2 насосом Н- 4/1 или Н-4/2 подается на орошение колонны К-1, избыток рефлюкса с насоса Н-4/1 или Н- 4/2 отводится на склад СУГ, отходящий газ с емкости БР-2 подается на конденсатор Т-8, где происходит конденсация пропана, пропан отделяется от несконденсированных газов в емкости БР-3 и насосом Н-5/1 или Н-5/2 отводится на смешение с избыточным рефлюксом из емкости БР-2 и далее смесь рефлюкса и сконденсированного пропана подается на склад СУГ, причем отходящие газы с емкостей БР-2, БР-3 через паровой подогреватель Т-9 отводятся в сеть топливного газа.
Возможно исполнение изобретения, в котором регенерация катализатора проводится в токе азотно-воздушной смеси по контуру, причем азотно-воздушная смесь поступает с выхода реактора Р1/1,2 на рекуператор Т-10, затем с выхода Т-10 подается на вход воздушного холодильника газов регенерации ВХ-4, затем с выхода ВХ-4 подается на сепаратор газа регенерации С-1, затем с выхода С-1 подается на компрессор газа регенерации КП-2, затем с выхода КП-2 подается на рекуператор Т-10, затем с выхода Т-10 подается на печь подогрева газа регенерации П-2, затем с выхода П-2 подается на вход реактора Р1/1, 2.
Возможно исполнение изобретения, в котором кратность циркуляции к подпитке азотом и воздухом по линиям подачи азота и воздуха составляет от 10 до 50, и регенерация проводится при давлении 6-10 бар.
Возможно исполнение изобретения, в котором в котором цеолитный катализатор включает: a. цеолит типа ZSM-5 с модулем БЮг/АЬОз от 43 до 95, в количестве от 65 до 80 мае. %,
B. оксид натрия в количестве от 0.04 до 0.15 мае. %, c. оксид цинка в количестве 1.0-5.5 мае. %, d. оксиды редкоземельных элементов в общем количестве 0.5-5.0 мае. %, e. связующее, включающее диоксида кремния, оксида алюминия или их смеси.
Возможно исполнение изобретения, в котором разогрев слоя катализатора в каждой реакционной зоне составляет от 5 до 35 °С.
Возможно исполнение изобретения, в котором для каждой полки реактора температура катализата на выходе из слоя катализатора превышает температуру подачи сырья на данную полку реактора.
Возможно исполнение изобретения, в котором давление процесса составляет от 1.5 до 4.0 МПа, предпочтительно от 2.2 до 2.7 МПа.
Возможно исполнение изобретения, в котором температура потока на входе в первую / вторую / третью реакционные зону составляет 340-370°С / 341-370°С / 350-376°С. Возможно исполнение изобретения, в котором распределение оксигената между тремя реакционными зонами составляет 44-62 мае. % / 18-35 мае. % / 14-21 мае. % от общего количества оксигената.
Возможно исполнение изобретения, в котором распределение олефин-содержащего газа между тремя реакционными зонами составляет 15-30 мае. % / 20-40 мае. % / 30-60 мае. % от общего количества олефин-содержащего газа.
Возможно исполнение изобретения, в котором углеводородная фракция содержит нормальные парафины в количестве 15-24 мае. %, изопарафины в количестве 28-56 мае. %, нафтены в количестве 22-40 мае. %, остальное - ароматические углеводороды и олефины.
Возможно исполнение изобретения, в котором углеводородная фракция может быть выбрана из группы, включающей прямогонный бензин, бензин газовый стабильный, легкий газовый конденсат, бензиновая фракция с границами кипения около 62° - 85° С, рафинат, а также их смеси.
Возможно исполнение изобретения, в котором оксигенат выбран из группы, включающей алифатические спирты, например, метанол, этанол, метанол-сырец, метанол технический, этанол; простые эфиры, например, диметиловый эфир, а также их смеси, в том числе с водой.
Возможно исполнение изобретения, в котором олефин-содержащая фракция включает 2.3-8.0 мае. % водорода.
Возможно исполнение изобретения, в котором олефин-содержащая фракция выбрана из группы, включающей сухой газ каталитического крекинга, жирный газ каталитического крекинга, другие газы каталитического крекинга и продукты их фракционирования, отходящий газ с установки коксования, газы синтеза Фишера-Тропша, а также их смеси.
Возможно исполнение изобретения, в котором реакция проводится в газовой фазе в неподвижном слое катализатора.
Возможно исполнение изобретения, в котором не используются встроенные теплообменники.
Возможно исполнение изобретения, в котором каждый реактор является адиабатическим реактором.
Обозначенные выше технические результаты также достигаются за счет предлагаемой установки для получения бензинов, включающей: а. теплообменник Т-1 для нагрева углеводородной фракции и оксигената, теплообменники Т-2 и Т-3 для нагрева оксигената и олефинсодержащего газа, b. печь П-1 для нагрева смеси углеводородной фракции, оксигената и олефинсодержащего газа, c. реактор Р-1/1 или Р-1/2, d. воздушный конденсатор ВХ-1 для подачи катализата с выхода теплообменников Т-1, Т-2, Т-3, водяной конденсатор Т-4 для доохлождения катализата после воздушного конденсатора ВХ-1, чиллер Т-5 для захолаживания катализата после конденсатора Т-4, e. трехфазный разделитель БР-1 для подачи катализата с чиллера Т-5, где происходит отделение отходящих газов продукта катализа от водной и углеводородной фаз, f. атмосферную емкость Е-5 для отстоя и дегазации водной фазы с БР-1, БР-2, БР-3, g. линия возврата газов дегазации из Е-5 на дожиг в печь П-1, рекуператор Т-6 для стабилизированного бензина из БР-1 и воздушного холодильника ВХ-3 для доохлаждения бензина, h. колонну-дебутанизатор К-1 для стабилизации катализата из Т-6, ребойлер РБ-1 колонны К-1 для подвода тепла и для отвода стабилизированного бензина, i. воздушный холодильник ВХ-3 для захолаживания стабилизированного бензина, воздушный конденсатор ВХ-2 для частичной конденсации верхнего продукта из колонны К-1, j. рефлюксную емкость БР-2 для разделения несконденсировавшихся газов, верхнего продукта и водного конденсата, k. конденсатор Т-8 для отходящего газа с емкости БР-2, где происходит конденсация пропана, l. емкость БР-3 для отделения пропана от несконденсированных газов, паровой подогреватель Т-9 для отходящих газов с емкостей БР-2, БР-3.
Возможно исполнение изобретения, дополнительно включающая расходную емкость для углеводородной фракции Е-1, насос Н-1/1 или Н-1/2 для подачи углеводородной фракции, расходную емкость Е-3 для оксигената, насос Н-3/1 или Н-3/2 для подачи оксигената, компрессор КП-1 для олефинсодержащего газа.
Возможно исполнение изобретения, дополнительно включающая насос Н-4/1 или Н- 4/2 для рефлюкса из емкости БР-2 на орошение колонны К-1, склад СУГ для избытка рефлюкса с насоса Н-4/1 или Н-4/2 и для смеси рефлюкса и сконденсированного пропана, насос Н-5/1 или Н-5/2 для отведения пропана на смешение с избыточным рефюксом из емкости БР-2. Возможно исполнение изобретения, дополнительно включающая оборудование для проведения регенерации: рекуператор Т-10, воздушный холодильник газов регенерации ВХ-4, сепаратор газа регенерации С-1, компрессор газа регенерации КП-2, печь подогрева газа регенерации П-2.
Возможно исполнение изобретения, в которой не используются встроенные теплообменники.
Возможно исполнение изобретения, в которой каждый реактор является адиабатическим реактором.
КРАТКОЕ ОПИСАНИЕ ЧЕРТЕЖЕЙ
Фигура 1. Блочная схема установки.
Фигура 2. Варианты расположения реакционных зон.
Фигура За. Принципиальная технологическая схема установки, схематическое изображение процесса (общий вид схемы).
Фигура ЗЬ. Принципиальная технологическая схема установки, схематическое изображение процесса (первая часть схемы).
Фигура Зс. Принципиальная технологическая схема установки, схематическое изображение процесса (вторая часть схемы).
Фигура 4. Принципиальная технологическая схема установки со вспомогательным оборудованием, схематическое изображение процесса (первая часть схемы).
Фигура 5. Принципиальная технологическая схема установки со вспомогательным оборудованием, схематическое изображение процесса (вторая часть схемы).
Фигура 6. Принципиальная технологическая схема установки со вспомогательным оборудованием, схематическое изображение процесса (третья часть схемы).
ОСУЩЕСТВЛЕНИЕ ИЗОБРЕТЕНИЯ
Получение бензинов из смесей углеводородных фракций с оксигенатами и олефин- содержащими газами производят следующим образом.
Согласно Фигуре 1
На Фигуре 1 обозначены следующие элементы установки для совместной переработки углеводородных фракций, оксигенатов и олефин-сод ержащих газов:
Figure imgf000016_0001
Figure imgf000017_0001
Установка согласно Фигуре 1 предназначена для совместной переработки углеводородной фракции 001, оксигената 002 и олефин-сод ержащего газа 003 с получением высокооктановой основы бензина. Для этого выполняют следующие примерные шаги:
Этап А1
Оксигенат 002 с помощью блока 100 разделения жидких компонентов сырья разделяется на три потока:
• поток оксигената 101;
• поток оксигената 102;
• поток оксигената 103.
Потоки оксигената распределяются в соответствии с параметром «распределение оксигената по реакционным зонам, %».
Олефин-содержащий газ 003 с помощью блока 200 разделения газообразных компонентов сырья разделяют на три потока:
• поток олефин-сод ержащего газа 201;
• поток олефин-содержащего газа 202;
• поток олефин-содержащего газа 203.
Потоки олефин-содержащего газа распределяются в соответствии с параметром «распределение олефин-содержащего газа по реакционным зонам, %»:
Этап А2
Углеводородная фракция 001, потоки окисигенатов (101, 102, 103) и потоки олефин- содержащего газа (201, 202, 203) подаются в блок 300 смешения, где формируются три потоки смесевого сырья, при этом:
Получают поток смесевого сырья 301 путем смешения трех потоков:
• углеводородная фракция 001;
• поток оксигената 101;
• поток олефин-содержащего газа 201.
Получают поток смесевого сырья 302 путем смешения двух потоков: • поток оксигената 102;
• поток олефин-сод ержащего газа 202.
Получают поток смесевого сырья 303 путем смешения двух потоков:
• поток оксигената 103;
• поток олефин-сод ержащего газа 203.
Этап АЗ
Потоки смесевого сырья (301, 302, 303) нагревают в блоке 400 нагрева. При этом:
Поток смесевого сырья 301 нагревают до первой температуры подачи сырья, получая нагретый поток смесевого сырья 401.
Поток смесевого сырья 302 нагревают до второй температуры подачи сырья, получая нагретый поток смесевого сырья 402.
Поток смесевого сырья 303 нагревают до третьей температуры подачи сырья, получая нагретый поток смесевого сырья 403.
Этап А4
Нагретый поток смесевого сырья 401 подают в первую реакционную зону 510 реактора 500, где он контактирует с первым цеолитным катализатором. В результате образуется продукт конверсии 511.
Этап А5
Реакционная зона 520 реактора 500 содержит зону смешения, расположенную перед вторым цеолитным катализатором. В качестве зоны смешения реакционной зоны 520 может выступать, например:
• слой из гранул нейтрального материала, размещённого перед слоем второго цеолитного катализатора, к примеру защитный слой, форконтакт;
• соединительная линия (магистраль), соединяющая реакционные зоны 510 и 520;
• преднагреватель, расположенный между реакционными зонами 510 и 520. В этом случае преднагреватель выполняет функцию блока нагрева 400 для нагрева потока смесевого сырья 302.
Продукт конверсии 511 и нагретый поток смесевого сырья 402 подают в реакционную зону 520 через зону смешения реакционной зоны 520. Смесь продукта конверсии 511 и нагретого потока смесевого сырья 402 контактирует со вторым цеолитным катализатором. В результате образуется продукт конверсии 522.
Этап А6 Реакционная зона 530 реактора 500 содержит зону смешения, расположенную перед третьим цеолитным катализатором. В качестве зоны смешения реакционной зоны 530 может выступать, например:
• слой из гранул нейтрального материала, размещённого перед слоем третьего цеолитного катализатора, к примеру защитный слой, форконтакт;
• линия (магистраль), соединяющая реакционные зоны 520 и 530;
• преднагреватель, расположенный между реакционными зонами 520 и 530. В этом случае преднагреватель выполняет функцию блока нагрева 400 для нагрева потока смесевого сырья 303.
Продукт конверсии 522 и нагретый поток смесевого сырья 403 подают в реакционную зону 530 через зону смешения реакционной зоны 530. Смесь продукта конверсии 522 и нагретого потока смесевого сырья 402 контактируют с третьим цеолитным катализатором. В результате образуется продукт конверсии 533.
Этап А7 (опциональный)
Существует исполнение изобретения, в котором продукт конверсии 533 подается в теплообменник блока 400 нагрева, где своим теплом нагревают потоки смесевого сырья. Обнаружено, что использование потока 533 в виде газожидкостной смеси позволяет улучшить теплообмен в блоке нагрева и упростить конструкцию теплообменников.
Этап А8
Продукт конверсии 533 подают в блок 600 конденсации и разделения продуктов, где происходит разделение продукта на следующие потоки:
• нестабильный бензин 601 ;
• отходящий газ катализа 602;
• реакционная вода 603.
Нестабильный бензин 601 подают на блок 700 стабилизации.
Отходящий газ катализа 602 отводится на коллектор топливного газа 800. Реакционная вода 603 отводится на блок обработки воды 900.
Этап А9
Нестабильный бензин 601 с помощью блока 700 стабилизации разделяют на несколько потоков:
• стабильный бензин 701;
• сжиженный углеводородный газ 702;
• топливный газ 703;
• водный конденсат 704. Стабильный бензин 701 - бензин, стабилизированный по давлению насыщенных паров. Желаемое давление насыщенных паров может быть выбрано в соответствии с локальными стандартами качества автомобильных бензинов. Отводится на соответствующие склады продукции (не показано).
Сжиженный углеводородный газ 702 состоит в основном из пропана, бутанов и пентанов с примесями метана, этана, гексанов. Отводится на соответствующие склады продукции (не показано).
Топливный газ 703 - газы, выделяющиеся при стабилизации бензина. Состоит в основном из углеводородов С2-С3. Отводится на коллектор топливного газа 800.
Водный конденсат 704 - жидкая водная фаза, отводится на блок обработки воды 900.
В ходе процесса поддерживается заданная температура в концевых слоях катализатора. Возможно плавное повышение температур в концевых слоях катализатора по мере постепенной дезактивации цеолитного катализатора в ходе межрегенерационного периода. Для этого повышают температуры дополнительного сырья, подаваемого в реактор.
Обнаружено что перепад температур по слою катализатора снижается в каждой последующей реакционной зоне по сравнению с предыдущей. К примеру, при использовании сухого газа каталитического крекинга, удается достичь перепада температуры не более 35 °С для первой реакционной зоны, не более 20 °С для второй и не более 10 °С для третьей реакционной зоны.
Этап А10 (опциональный)
Существует исполнение изобретения, в котором по крайней мере часть газов 802 из коллектора топливного газа 800 направляются на блок 200 и используются для разбавления олефин-содержащих газов. Обнаружено, что при осуществлении предлагаемого изобретения концентрация олефинов в топливных газах не превышает 2 мае. %, предпочтительно не превышает 0.5 мае. %. Такое низкое содержание олефинов в топливных газах позволяет успешно использовать их в качестве разбавителя, с целью снизить концентрацию олефинов в смесевых потоках сырья.
В частности, опция добавления газов 802 к олефин-содержащему газу 002 может быть полезна на стадии пуско-наладки, при пусках и остановках процесса в связи с необходимостью окислительной регенерации. В этом случае газы 802 играют роль разбавителя.
В этом исполнении может существовать поток топливных газов 801, не направляющаяся на блок 200. Поток 801 может отводиться на свечу или использоваться как источник тепла на предприятии. Этап All (опциональный)
Существует исполнение изобретения, в котором реакционная вода 603 и водный конденсат 704 направляются на блок 900 обработки воды, где происходит дегазации и удаления углеводородов путем отстаивания. В результате образуются поток водной фазы (901) и поток остаточных жидких углеводородов (902).
Водная фаза 901 может быть утилизирована или отправлена на внешние очистные сооружения нефтеперерабатывающего предприятия. Водная фаза 901 обессоленная.
Поток остаточных жидких углеводородов 902 направляется на блок 700 стабилизации.
Существует вариант осуществления изобретения, где реакционная вода 603 и водный конденсат 704 направляются на внешние очистные сооружения нефтеперерабатывающего предприятия без использования блока 900 обработки воды.
Существует вариант осуществления изобретения, где реакционная вода 603 и водный конденсат 704 направляются для переработки на иные каталитические процессы нефтеперерабатывающего предприятия, без использования блока 900 обработки воды.
Существует вариант осуществления изобретения, где продукт конверсии 533 не подается в теплообменник блока 400 нагрева. В этом случае продукт конверсии 533 направляется на блок конденсации и разделения 600.
Существует вариант осуществления изобретения, где отходящий газ катализа 602 образуется при охлаждении продукта конверсии 3 в блоке 600 конденсации и разделения продуктов при высоком давлении. Из-за высокого давления содержание углеводородов Сз+ в отходящем газе катализа 602 мало. Это позволяет отказаться от выделения углеводородов Сз+ из отходящего газа катализа 602. Таким образом снижается нагрузка на блок 700 стабилизации.
Существует вариант осуществления изобретения, где и топливный газ 703 отправляются на факельный коллектор вместо подачи на коллектор топливного газа 800.
Существует вариант осуществления изобретения, где отходящий газ катализа 602 и топливный газ 703 отправляются для переработки на иные каталитические процессы нефтеперерабатывающего предприятия, без использования коллектора топливного газа 800.
Существует вариант осуществления изобретения, где основная часть воды, произведенной в реакторе 500, отделяется путем отстаивания в блоке 600 конденсации и разделения продукта (реакционная вода 603). Часть воды остается растворенной в потоке нестабильного бензина 601. Эта часть воды отделяется от углеводородов при ректификации в блоке 700 стабилизации. Существует вариация установки, где блок 400 нагрева включает преднагреватели расположенные между реакционными зонами 510, 520 и 530. Такая вариация может быть полезна при использовании в качестве реакционных зон отдельных реакторов.
Существует вариант изобретения, где продукт конверсии 511 и поток смесевого сырья 302 подвергаются промежуточному нагреву в преднагревателе (не показан), расположенном между реакционными зонами 510 и 520.
Существует вариант изобретения, где продукт конверсии 522 и поток смесевого сырья 303 подвергаются промежуточному нагреву в преднагревателе (не показан), расположенном между реакционными зонами 520 и 530.
Существует вариация установки, где блок 600 конденсации и разделения продуктов включает каскад темплообменников и трехфазный разделитель.
Существует вариант изобретения, где функции блока смешения 300 и блока нагрева 400 выполняются одним функциональным блоком смешения и нагрева.
Существует вариация изобретения, в которой продукты конверсии 511, 522 смешиваются с потоками смесевого сырья 301, 302 до попадания в реакционную зону.
Существует вариация установки, в которой используются два многополочных реактора. Синтез бензина в первом реакторе производится одновременно с регенерацией катализатора во втором реакторе. Циклический процесс состоит в поочередной смене режимов синтеза бензина и регенерации катализатора.
Существует вариант изобретения, в котором все или отдельные реакционные зоны выполнены в виде отдельных адиабатических реакторов, представляющие собой термоизолированные реакционные емкости, заполненные катализатором, соединенные последовательно.
Существует вариант изобретения, где по крайней мере одна реакционная зона находится в отдельном адиабатическом реакторе и по крайней мере две реакционные зоны находятся в рамках одного реактора (например, полочный реактор). Например, первая реакционная зона находится в одном адиабатическом реакторе, а вторая и третья реакционные зоны находятся во втором адиабатическом реакторе.
Согласно Фигурам За, ЗЬ и Зс:
Существует вариант изобретения, предназначенный для совместной переработки углеводородных фракций, оксигенатов и олефин-сод ержащих газов в бензины, где:
• в качестве углеводородной фракции используется бензин газовый стабильный (БГС) представляющий собой смесь бензина-рафината и фракции 62-85°С;
• в качестве оксигената используется метанол технический, далее метанол; • в качестве олефин-содержащего газа используется сухой десульфированный газ каталитического крекинга (СГКК).
При описании установки использованы следующие обозначения:
Figure imgf000023_0001
Figure imgf000024_0001
Figure imgf000025_0001
Установка в режиме «синтез» работает следующим образом:
Установка работает в полурегенеративном режиме. При эксплуатации одного из реакторов поз. Р-1/1 или Р-1/2 в режиме "синтез", другой реактор может находиться в режимах сушка/активация катализатора, выжиг кокса, окислительная регенерация катализатора, простой реактора, простой с набором давления, десорбция катализатора сбросом давления и продувкой азотом, десорбция катализатора циркулирующим азотом.
На вход рекуперативного теплообменника поз. Т-1 из расходной емкости поз. Е-1 насосом поз. Н-1/1,2 подается БГС. Дополнительно из расходной емкости поз. Е-3 насосом поз. Н-3/1,2 на вход рекуперативного теплообменника Т-1 подается метанол. С выхода рекуператора поз. Т-1 смесь метанола и БГС смешивается с СГКК, подаваемым компрессором поз. КП-1 и поступает на нагрев в змеевик печи поз. П-1. Со змеевика печи поз. П-1 реакционная смесь подается на первую полку соответствующего реактора Р-1/1 (Р1/2). Для первой полки реакционная смесь - это нагретая газообразная смесь углеводородной фракции, оксигената и олефин-сод ержащего газа. Температура смеси составляет 350- 370°С.
На вход рекуперативного теплообменника поз. Т-2 насосом поз. Н-3/1,2 подается метанол из расходной емкости поз. Е-3 и СГКК от компрессора СГКК поз. КП-1. С выхода теплообменника поз. Т-2 смесь СГКК и метанола с температурой 150-250°С подается на вторую полку соответствующего реактора поз. Р-1/1 (Р-1/2). На вход рекуперативного теплообменника поз. Т-3 насосом поз. Н-3/1,2 подается метанол из расходной емкости поз. Е-3 и СГКК с компрессора СГКК поз. КП-1. С выхода теплообменника поз. Т-3 смесь СГКК и метанола с температурой 150-250°С подается на вторую полку соответствующего реактора поз. Р-1/1 (Р-1/2).
Катализат с выхода реакторов поз. Р-1/1, 2 распределяется на 3 потока, подаваемые на теплообменники поз. Т-1, Т-2 и Т-3. Расход катализата на входы теплообменников поз. Т-2, Т-3 задается температурой сырьевых смесей, подаваемых на вторую и третью полки реактора поз. Р-1/1, 2. Температуры реакционных смесей, подаваемых на слои катализатора на второй и третьей полках реакторов, регулируются температурами сырьевых смесей, подаваемых на вторую и третью полку.
За счет конверсии дополнительного сырья (метанол и СГКК), подаваемого на полки реактора, происходит адиабатический разогрев слоя катализатора на полках 1, 2 и 3 ректора поз. Р-1/1, 2. Адиабатический разогрев слоя катализатора на каждой полке не должен превышать 60°С. Величина адиабатического разогрева контролируется массовым соотношением между дополнительными компонентами реакционной смеси (метанол + СГКК), подаваемыми на первую, вторую и третью полки, и БГС. Начальная температура реакционной смеси, подаваемой на лобовой слой катализатора, для первой полки определяется температурой реакционной смеси со змеевика печи поз. П-1, а для второй и третьей полок - температурой реакционной смеси на выходе из предшествующей полки, а также массой и температурой дополнительного сырьевого компонента, подаваемого на вторую и третью полки.
Катализат с выхода теплообменников поз. Т-1, Т-2, Т-3 поступает на вход воздушного конденсатора поз. ВХ-1 и далее через водяной конденсатор по. Т-4 и чиллер поз. Т-5 с температурой +5 - 10 °С поступает в трехфазный разделитель поз. БР-1. В трехфазном разделителе происходит отделение отходящих газов продукта катализа от водной и углеводородной фаз катализа. Водная фаза отводится в атмосферную емкость поз. Е-5. В емкости поз. Е-5 производится отстой и дегазация водной фазы. Газы дегазации отводятся в факельный коллектор низкого давления. Для разрушения возможных эмульсий водной фазы с частицами катализатора предусмотрен обогрев емкости поз. Е-5.
Углеводородный конденсат катализата через рекуператор поз. Т-6 подается в качестве парожидкостного питания в колонну-дебутанизатор поз. К-1. Подвод тепла к кубу колонны осуществляется через обогреваемый паром среднего давления рибойлер поз. РБ-1. Температура куба колонны 160-170°С, давление куба 0.6 МПа. Колонна оборудована 25-30 прямоточными клапанными тарелками. Стабилизированный бензин с давлением насыщенных паров 40-60 кПа отводится из рибойлера колонны поз. РБ-1, захолаживается до 110-120 °С в воздушном холодильнике поз. ВХ-3 и далее через рекуператор поз. Т-6 с температурой 25-35°С отводится насосом поз. Н-8/1,2 для использования в качестве компонента на приготовление товарных бензинов.
Отходящие газы из шлемовой трубы колоны поз. К-1 поступают на воздушный конденсатор поз. ВХ-2 и далее через водяной холодильник, захолаживаясь до 30-45°С, поступают в рефлюксную емкость поз. БР-2, оборудованную устройством водоотведения. Вода из емкости поз. БР-2 позиционно отводится в атмосферную емкость поз. Е-5.
Рефлюкс (углеводородный конденсат) из емкости поз. БР-2 насосом поз. Н-4/1,2 подается на орошение колонны поз. К-1. Флегмовое число (как отношение объемного расхода на орошение колонны поз. К-1 к расходу нестабильного бензина (углеводородного конденсата катализата)) с выхода поз. БР-1 составляет 0.8 -0.9). Избыток рефлюкса с насоса поз. Н-4/1,2 отводится на склад СУГ.
Отходящий газ с емкости поз. БР-2 подается на конденсатор поз. Т-8. В конденсаторе поз. Т-8 при температуре +5 -10 °С происходит конденсация пропана. Пропан отделяется от несконденсировавшихся газов в емкости поз. БР-3 и насосом поз. Н5/1,2 отводится на смешение с избыточным рефлюксом из емкости поз. БР-2 и далее смесь рефлюкса и сконденсированного пропана подается на склад СУГ. Емкость поз. БР-3 оборудована устройством водоотведения. Вода из емкости поз. БР-3 позиционно отводится в атмосферную емкость поз. Е-5. Давление насыщенных паров при температуре 45°С смесевого СУГ с установки контролируется температурой на выходе конденсатора поз. Т-8. Содержание жидких углеводородов С 5- в СУГ контролируется температурой верха колонны поз. К-1 и флегмовым числом. Смесевой СУГ (рефлюкс + пропановый конденсат) по составу и физ. хим. показателям соответствуют требованиям к товарному СУГ типа СПБТ по ГОСТ 20448-90. Отходящие газы с емкостей поз. БР-2 и БР-3 через паровой подогреватель поз. Т-9 с температурой 35-45°С отводятся в сеть топливного газа.
Согласно Фигурам 4, 5 и 6:
Фигура 4 демонстрирует дополнительное оборудование, предназначенное для осуществления вспомогательных режимов.
Показывается вариант изобретения, предназначенный для совместной переработки углеводородных фракций, оксигенатов и олефин-сод ержащих газов в бензины, где:
• в качестве углеводородной фракции используется бензин газовый стабильный (БГС) представляющий собой смесь бензина-рафината и фракции 62-85°С; причем рафинат и фракцию 62-85 подают из разных емкостей; • в качестве оксигената используется метанол;
• в качестве олефин-содержащего газа используется сухой газ каталитического крекинга (СГКК).
В Фигурах 4-6 использованы следующие обозначения:
Figure imgf000028_0001
Figure imgf000029_0001
Figure imgf000030_0001
Далее приводятся краткие сведения по вспомогательным режимам работы установки
Перед первоначальным пуском установки в работу, после текущего ремонта, замены катализатора на новый или продолжительной остановки необходимо произвести десорбцию физически адсорбированной влаги на поверхности катализатора (сушка), и химически связанной влаги (активация), инертизацию реактора, путем полной замены циркулирующего воздуха или азотно-воздушой смеси на азот (инертизация) и охлаждение слоев катализатора в реакторе в токе циркулирующего азота до начальных температур синтеза (охлаждение). Инертизация может быть совмещена с процессами сушки, активации и охлаждения. Осушение, активация и разогрев катализатора осуществляется техническим азотом, либо техническим воздухом. После осушки, разогрева и активации катализатора техническим воздухом необходимо продуть реакторы и трубопроводы техническим азотом, чтобы освободить их от кислорода.
При сушке/активации/инертизации/охлаждении осуществляется циркуляция азота/воздуха/азотно-воздушной смеси компрессором поз. КП-2 по контуру сепаратор поз. С-1 -> компрессор КП-2 ->, змеевик печи поз. П-2, реактор поз. Р-1/1,2 - реактор поз. Р- 2/1,2, воздушный холодильник поз ВХ-4 -> сепаратор поз. С-1. Из сепаратора поз. С-1 осуществляется позиционный отвод конденсата в атмосферную емкость поз. Е-4.
При выходе из режима синтез по завершении подачи в реактор жидкого сырья, подача СГКК заменяется на подачу циркулирующего азота или десульфированного топливного газа. Далее, осуществляется плавный сброс давления в реакторе до 6-10 бар. При этом газы десорбции катализатора поступают в факельный коллектор низкого давления. После сброса давления в реакторе, реактор охлаждается до 300°С путем циркуляции азота. При этом осуществляется десорбирование углеводородов с поверхности катализатора.
При необходимости проводится регенерация катализатора. Регенерация катализатора проводится в токе азотно-воздушной смеси по контуру реактор Р1/1,2 -> рекуператор Т-10 -> воздушный холодильник газов регенерации ВХ-4 -> сепаратор газа регенерации С-1 -> компрессор газа регенерации КП-2 -> рекуператор Т-10 -> печь подогрева газа регенерации П-2 -> реактор Р1/1,2. Кратность циркуляции к подпитке азотом и воздухом по линиям подачи азота и воздуха составляет от 10 до 50. Регенерация проводится при давлении 6-10 бар. Примеры
Достигаемые результаты проиллюстрированы ниже в примерах 1-5. Для примеров 1-5 выход и другие показатели процесса показаны для стабильного бензина (далее жидкий углеводородный продукт), не содержащего растворенные газы С1-С4 (фракция С5+ углеводородной фракции продукта). Это связано с тем, что жидкие углеводородные продукты, полученные и хранящиеся в разных условиях, могут содержать различное количество растворенных газов. При этом содержание растворенных газов в может неравномерно меняться со временем, изменяя химический состав. Это может привести к неадекватному сравнению выхода и качества продуктов различных экспериментов, в особенности при сравнении результатов с различных предприятий. Поэтому сравнение параметров продукта, не содержащего растворенные газы, более предпочтительно. Однако отметим, что в зависимости от целей конкретного производства, жидкий углеводородный продукт может содержать не только углеводороды С5+, но и различное количество растворенных газов С1-С4.
Так как углеводороды С5+ (углеводороды с пятью и более атомами углерода) являются основным компонентом жидкого углеводородного продукта, выход жидкого углеводородного продукта увеличивается одновременно с выходом углеводородов С5+.
Для проведения экспериментов 2-5 использовалась каталитическая установка, включающая три последовательно соединенных реактора, с общей загрузкой катализатора до 9 литров. Реакторы обозначаются как первая, вторая и третья реакционные зоны, R101, R201, R301 соответственно.
Реакторы конструктивно максимально приближены к адиабатическому типу, минимизирован теплообмен между слоем катализатора и корпусом. Катализаторные корзины размещаются в корпусе реактора так, чтобы между стеной корзины и прочного корпуса оставался зазор (примерно 2 мм). Каждый реактор установлен в термостат с тремя нагревательными зонами. Между поверхностями нагревательных элементов и внешней поверхностью корпуса реактора размещены три термопары. Напротив, них, на внутренней стенке корпуса корзины реактора, также размещены термопары. Между внутренней поверхностью термостата и внешней поверхностью реактора также имеется воздушный зазор, не превышающий 3-4 мм. Контурами регулирования поддерживается постоянная разница температур между термопарами у внешней стенки реактора и термопарой напротив у внутренней поверхности корзины реактора.
Жидкие и газообразные продукты для анализа начинали отбирать через 4 часа после начала подачи сырья. Пример 1 осуществлялся следующим образом. Материальный баланс примера 1 приведен в Таблице 1. Для проведения реакции использовался реактор Р-1/1. При необходимости вместо реактора Р-1/1 может использоваться реактор Р-1/2.
На вход теплообменника Т-1 подается углеводородная фракция, представляющая собой смесь фракции 62-85°С и рафината. Массовый расход фракции 62-85°С составил 2493.5 г/ч, массовый расход фракции 62-85°С составил 2493.5 г/ч.
На вход теплообменника Т-1 подается оксигенат, представляющий собой метанол, с массовым расходом 110.0 г/ч. С выхода Т-1 смесь оксигената и углеводородной фракции смешивается с олефинсодержащим газом СГКК, массовый расход которого составил 558.7 г/ч, и поступает на нагрев в печь П-1.
Из П-1 реакционная смесь подается на первую полку реактора Р-1/1, при температуре подачи сырья 360 °С. Для первой полки реакционная смесь - это нагретая газообразная смесь БГС, метанола и СГКК. Разогрев по слою катализатора на первой полке составил 24 °С. Температура на выходе из слоя катализатора составила 371 °С, что на 11 °С выше, чем температура подачи сырья на первую полку. Такой эффект позволяет, в частности, направить продукт, выходящий с первой полки на вторую полку без дополнительного нагрева промежуточного продукта конверсии. В частности, удается отказаться от использования внутренних теплообменников в используемом реакторе. Также, к примеру, удается отказаться от нагрева потока продукта, выходящего с первой полки, в печи, перед направлением на третью полку.
На вход теплообменника Т-2 подается оксигенат, представляющий собой метанол, где массовый расход метанола составил 87.5 г/ч. На вход теплообменника Т-2 также подается олефинсодержащий газ СГКК, массовый расход которого составил 558.7 г/ч.
С выхода теплообменника Т-2 смесь олефинсодержащего газа и оксигената подается на вторую полку реактора Р-1/1. Температура подачи сырья на вторую полку составила 345°С. Благодаря тому что промежуточный поток продукта с первой полки не нагревается на теплообменнике Т-2, теплообменник Т-2 способен обеспечить заданную температуру подачи сырья без использования печи или внутреннего теплообменника. Разогрев по слою катализатора на первой полке составил 32 °С. Температура на выходе из слоя катализатора составила 370 °С, что на 25 °С выше, чем температура подачи сырья на вторую полку. Подобный результат достигается при использовании адиабатического реактора.
На вход теплообменника Т-3 подается оксигенат, представляющий собой метанол, с расходом 52.5 г/ч и олефинсодержащий газ, представляющий собой СГКК, с расходом 744.9 г/ч. С выхода теплообменника Т-3 смесь олефинсодержащего газа и оксигената подается на третью полку реактора Р-1/1. Температура подачи сырья на вторую полку составила 375°С. Разогрев по слою катализатора на первой полке составил 21 °С. Температура на выходе из слоя катализатора составила 389 °С, что на 14 °С выше чем температура подачи сырья на вторую полку. Таким образом в каждой из трех реакционных зон достигается разогрев по слою катализатора не более 35 °С. При этом не допускается захолаживания концевого слоя катализатора, о чем свидетельствует то, что температура потока на выходе из каждой реакционной зоны выше, чем температура подачи сырья на эту реакционную зону.
Благодаря предлагаемому способу и установке, удается поддерживать равномерный нагрев катализаторного слоя в каждой реакционной зоне. При этом удается отказаться от использования реакторов с внутренними теплообменниками, в частности, от трубчатых реакторов. Также удается поддерживать относительно высокие температуры концевого слоя катализатора каждой реакционной зоны без перегрева лобового слоя катализатора (максимум температуры катализаторного слоя не более чем на 35 °С превышает температуру подачи сырья в каждой реакционной зоне).
Катализат с выхода реактора Р-1/1 распределяется на три потока, подаваемые на теплообменники Т-1, Т-2 и Т-3. Катализат с выхода теплообменников Т-1, Т-2, Т-3 поступает на вход воздушного конденсатора ВХ-1 и далее через водяной конденсатор Т-4 и чиллер Т-5 поступает в трехфазный разделитель БР-1, где происходит отделение отходящих газов продукта катализа от водной и углеводородной фаз.
Водная фаза отводится в атмосферную емкость Е-5, где происходит отстой и дегазация водной фазы, газы дегазации отводятся на дожиг в печь П-1, углеводородный конденсат катализата через рекуператор Т-6 подается в колонну-дебутанизатор К-1. Подвод тепла к кубу колонны осуществляется через ребойлер РБ-1.
Стабилизированный бензин отводится из ребойлера колонны РБ-1, и далее пройдя через рекуператор Т-6 захолаживается в воздушном холодильнике ВХ-3 выводится на склад готовой продукции. В условиях достигнутого равномерного нагрева каждой реакционной зоны, достигается ОЧИ стабилизированного бензина 92.2 ед. При этом выход углеводородов Cs+ на поданную углеводородную фракцию превышает 70 мае. %. Массовый поток стабильного бензина составил 3654.4 г/ч (выход 73.3 мае. % на поданную углеводородную фракцию).
Отходящие газы из колонны К- 1 поступают на воздушный конденсатор ВХ-2 и далее поступают в рефлюксную емкость БР-2.
Вода из емкости БР-2 отводится в атмосферную емкость Е-5, рефлюкс из емкости БР-2 подается на орошение колонны К-1, избыток рефлюкса отводится, отходящий газ с емкости БР-2 подается на конденсатор Т-8, где происходит конденсация пропана. Пропан отделяется от несконденсированных газов в емкости БР-3 и отводится на смешение с избыточным рефлюксом из емкости БР-2 и далее смесь рефлюкса и сконденсированного пропана отводится.
Вода из емкости БР-3 отводится в атмосферную емкость Е-5, отходящие газы с емкостей БР-2, БР-3 через паровой подогреватель Т-9 отводятся.
Таблица 2 показывает химические составы углеводородных фракций, использованных в примерах 1-5. В частности, фракция 62-85°С (фр. 62-85°С) представляет собой бензол-образующую часть сырья каталитического риформинга (примерные границы кипения 62-85°С). Рафинат может представляет собой смесь, преимущественно, углеводородов бензинового ряда, не подвергнувшихся конверсии в ходе процесса каталитического риформинга. Рафинат может быть описан как побочная бензиновая фракция, отобранная из блока экстрактивной дистилляции ароматических углеводородов. К примеру, рафинат может представлять собой побочный продукт экстрактивной дистилляции бензол-толуольной фракции. Также, рафинат может представлять собой побочный продукт экстрактивной дистилляции толуол-ксилольной фракции.
Таблица 3 показывает составы олефин-сод ер жащих фракций, использованных в примерах 1-5. Использованные олефин-содержащие фракции могут рассматриваться, например, как модель образца сухого газа каталитического крекинга (составы СГКК получены в результате усреднения данных нефтеперерабатывающего завода за несколько месяцев работы установки каталитического крекинга). Однако отметим, что название и процесс происхождения олефин-содержащих фракций может меняться в зависимости от предприятия и региона. Внимание должно обращаться на химический состав используемой фракции, в частности, олефин-содержащая фракция должна включать олефины С2-С4 в общем количестве от 10 до 50 мае. %. Предпочтительно, массовая доля углеводородов С5+ в олефин-содержащей фракции составляет не более 5.0 мае. %. Предпочтительно объемная доля сероводорода в олефин-содержащей фракции составляет не более 0.005 %. В частных случаях олефин-содержащая фракция может содержать от 0.5 до 8 мае. % водорода, предпочтительно от 2.3 до 8 мае. % водорода.
В качестве оксигената в примерах 1 -3 использован метанол технический марки «А» ГОСТ 2222-95. В примере 4 использован диметиловый эфир (ДМЭ), 99 %. В примере 5 использован 95 % этанол.
Таблица 4 показывает составы цеолитных катализаторов, использованных в примерах 1-5. Таблица 5 показывает условия и основные параметры примеров 1-5. Углеводородная фракция в примерах 1-5 подается на первую реакционную зону. Эксперименты по изобретению проводились при давлении 15-40 бар (1.5 - 4.0 МПа), предпочтительно 22-27 бар (2.2 - 2.7 МПа).
Таблица 6 показывает состав жидкого углеводородного продукта, не содержащего растворенные газы С1-С4 (фракция С5+ углеводородной фракции продукта), в примерах 1-5. Состав фракции С5+ показан для удобства сравнения результатов экспериментов в различных условиях. В зависимости от требований конкретного предприятия, жидкий углеводородный продукт может содержать различные количества растворенных газов С1-С4.
Таблица 7 показывает температуры катализаторного слоя в первой, второй и третьей реакционных зонах (R101 / R201 / R301), °С.
Таблица 1 - Материальный баланс по примеру 1
Figure imgf000036_0001
Таблица 2. Состав углеводородных фракций, мае. %
Figure imgf000037_0001
Р (нормальные парафины), I (изопарафины), О (олефины), N (нафтены), А (ароматика)’ Показатель служит для быстрой оценки состава фракции.
Прямогонный бензин, к.к. - конец кипения не определен. Таблица 3. Состав олефин-сод ержащих фракций, мае. %
Figure imgf000038_0001
Таблица 4. Состав цеолитных катализаторов, использованных в примерах 1-5.
Figure imgf000039_0001
* Редкоземельные элементы (РЗЭ) включают, например, лантан, празеодим, неодим, церий, предпочтительно их смеси. Источником соединений редкоземельных элементов могут служить отдельные соединения каждого из элементов, к примеру нитраты. Источником редкоземельных соединений также могут служить смеси соединений редкоземельных элементов. К примеру, в качестве источника соединений редкоземельных элементов могут использовать полупродукты производства редкоземельных элементов с содержанием смешанных соединений РЗЭ не менее 60 мае. %, такие как концентрат редкоземельных элементов, грубый редкоземельный концентрат РЗЭ, коллективных концентратов редкоземельных металлов, полупродукты переработки редкоземельных руд. Смеси соединений редкоземельных элементов могут применяться без предварительного разделения индивидуальных соединений редкоземельных элементов.
Таблица 5. Условия и основные параметры примеров 1-5.
Figure imgf000040_0001
Rioi, R201, R301 - первая, вторая и третья реакционные зоны.
* Выход углеводородов С5+ на поданную углеводородную фракцию. Таблица 6. Состав фракции С5+ углеводородного продукта в примерах N° 1-5.
Figure imgf000041_0001
Р (нормальные парафины), I (изопарафины), О (олефины), N (нафтены), А (ароматика)’ рассчитывается на основе детального углеводородного состава и служит для быстрой оценки состава фракции. Из-за округления до единиц может не складываться до 100.0 %. Таблица 7. Температуры катализаторного слоя в первой, второй и третьей реакционных зонах (Rioi / R201 / R301), °С.
Figure imgf000042_0001
Наблюдения
Разогрев катализатора в каждой реакционной зоне не превышает 35 °С. Температура катализата на выходе из реакционной зоны превышает температуру подачи сырья.
При этом в примерах 1-5 подобный результат получен с использованием адиабатических реакторов без применения внутренних теплообменников (например, трубчатых реакторов). Использование изотермических реакторов в лабораторных опытах часто позволяет удерживать температуру катализаторного слоя в узком диапазоне. Однако использование изотермических реакторов в промышленности сложно оправдать с экономической точки зрения. Встроенные теплообменники увеличивают стоимость производства и обслуживания реакторного оборудования. Поэтому важно, что предлагаемый способ и установка позволяют отказаться от использования внутренних теплообменников .
Обнаружено что без применения распределенной подачи и метанола, и СГКК по предлагаемому изобретению, разогрев по слою катализатора увеличивается до 58-105 °С, что в частности приводит к падению выхода стабильного бензина на 7-16 мае. % на поданную углеводородную фазу. При разогреве выше 100 °С в газообразном продукте появляются следы СО2 и СО, что указывает на разложение метанола.
При отсутствии системы внешних теплообменников по предлагаемому изобретению, температура концевого слоя катализатора падает ниже температуры подачи сырья по крайней мере для одной реакционной зоны, в особенности для третьей реакционной зоны. Это приводит, в частности, к падению ОЧИ продукта на 3-5 ед. Получение бензина с ОЧИ выше 90 ед. при содержании ароматических углеводородов в продукте не более 35 об. % и выходе более 70 мае. %
Примеры 1-5 показывают ОЧИ (октановое число по исследовательскому методу) жидкого углеводородного продукта более 90 ед., при содержании общей ароматики не более 37.9 мае. % и содержании бензола не более 1.2 мае. %. При этом обеспечивается выход продукта более 70 мае. % на поданную углеводородную фракцию.
Одновременно содержание олефинов в жидком углеводородном продукте при осуществлении предлагаемого метода не превышает 2.0 мае. %. Это на порядок ниже максимального содержания олефинов, разрешенных для моторных топлив (типично не более 18 об.%).
Такой состав позволяет использовать производимый продукт не только как основной компонент для производства высокооктановых бензинов, но продавать его самостоятельно как товарный бензин без необходимости компаундирования с другими продуктами нефтепереработки. Возможность использовать в качестве сырья олесЬ ин-содержащие газы с содержанием олефинов менее 50 мае. % без предварительного концентрирования олефинов
В качестве технического результата также рассматривается возможность использования мало востребованных олефин-содержащих фракций как сырья для производства бензинов. Нефтеперерабатывающие предприятия производят олефин- содержащие фракции, используемые как топливо. Это газы каталитического крекинга, газы с установки замедленного коксования, олефин-содержащие топливные газы различного происхождения и т.д. Содержание и состав олефинов в таких потоках слишком мало для коммерчески выгодного выделения. В то же время, цена потоков, сжигаемых как топливо, минимальна. Вовлечение подобных олефин-содержащих фракций в производство бензинов существенно повышает ценность потока для предприятия.
Примеры 1-5 демонстрируют возможность применения олефин-содержащих фракций с содержанием олефинов не более 50 мае. %. В частности, возможно использование газообразных источников олефинов с содержанием олефинов 10 мае. % (и более). Такой результат позволяет значительно снизить затраты при производстве единицы продукта по сравнению с методами, где используются высококонцентрированные источники олефинов или химически чистые олефины.
Предлагаемый метод позволяет использовать разбавленные олефины вместо высококонцентрированных источников олефинов (например, чистый этилен). Благодаря этому появляется возможность как источник олефинов полупродукты и побочные продукты уже существующих нефтехимических производств. Среди них сухие газы каталитического крекинга, различные топливные газы с содержанием олефинов от 10 до 50 мае. %.
Возможность использовать в качестве сырья олесЬин-содержащие газы включающие водород без дополнительного его отделения
Обнаружено, что предлагаемый способ позволяет использовать в качестве сырья олефин-содержащие фракции с повышенным содержанием водорода. При этом предлагаемый способ не требует дополнительного отделения водорода из олефин- сод ержащей фракции. В частности, примеры 1-5 используют олефин-содержащие фракции с содержанием водорода 0.5 до 8 мае. %. При этом олефин-содержащие фракции подавались на реакционные зоны без предварительного отделения из них водорода. Такой результат важен, так как топливные газы часто содержат олефины одновременно с заметными количествами водорода. Но присутствие водорода в источнике олефинов может приводить к протеканию побочных реакций.
Возможность исключить рецикл газообразных продуктов Обнаружено, что предлагаемый способ позволяет отказаться от рецикла газообразных продуктов. Все примеры согласно предлагаемому методу показывают конверсию олефинов С2-С4 сырья выше 98 мае. %. Такая высокая степень конверсии за один проход сырья через реактор позволяет отказаться от использования рецикла газообразных продуктов для целей более полной переработки олефинов сырья.
Снижение потребления оксигенатов за счет частичной замены оксигената на олесЬин- содержащие газы
Обнаружено, что задачу снижения расхода оксигенатов на производство бензинов можно решить за счет частичной замены оксигенатов на маловостребованные олефин- содержащие фракции. Такой подход позволяет снизить расход оксигенатов при сохранении выхода и качества продукта. Совместная переработка углеводородных фракций и оксигенатов (без вовлечения олефин-содержащих фракций) часто позволяет добиться получения бензинов с высоким ОЧИ и высокими выходами продукта. Однако оксигенаты, такие как метанол, этанол, диметиловый эфир, редко доступны на нефтеперерабатывающих заводах в качестве дешевого сырья. Когда источник оксигената не может быть найден в составе побочного продукта или полупродукта самого предприятия, его приходится закупать извне по ценам товарного продукта. Это повышает стоимость производства единицы товарного бензина, и усложняет логистику производства.
В то же время, предлагаемый метод позволяет частично заместить оксигенаты на источник разбавленных олефинов (олефин-содержащие фракции). В примерах 1-5 олефин- содержащие фракции выступают как частичная замена оксигенатам сырья.
Расчет процента замещения оксигенатов на олефин-содержащие фракции осуществляется по формулам (4) - (6) на странице 3 настоящего Описания. Примеры 1-5 показывают возможность замены от 43 до 85 % оксигената на олефин-содержащие фракции с сохранением выхода фракции С5+ углеводородного продукта более 70 % на поданную углеводородную фракцию, и ОЧИ жидкого продукта выше 90 ед.
Предоставленные формулы (4) - (6) могут быть применены к уже известным способам совместной переработки углеводородных фракций и оксигенатов (без вовлечения олефин-содержащих фракций) в бензины. В этом случае формулы (4) - (6) позволяют рассчитать количество (мольный поток, моль/ч) оксигената в известном методе, которое может быть заменено на доступные олефин-содержащие фракции без потери качества и выхода продукта.

Claims

ФОРМУЛА
1. Способ получения бензинов, включающий следующие последовательные операции: a. на вход теплообменника Т-1 подается углеводородная фракция и оксигенат, с выхода Т-1 смесь оксигената и углеводородной фракции смешивается с олефинсодержащим газом, и поступает на нагрев в печь П-1, из П-1 реакционная смесь подается на первую полку реактора Р-1/1 или Р-1/2, включающую катализатор,
B. на вход теплообменника Т-2 подается оксигенат и олефинсодержащий газ, с выхода теплообменника Т-2 смесь олефинсодержащего газа и оксигената подается на вторую полку реактора Р-1/1 или Р-1/2, включающую катализатор, c. на вход теплообменника Т-3 подается оксигенат и олефинсодержащий газ, с выхода теплообменника Т-3 смесь олефинсодержащего газа и оксигената подается на третью полку реактора Р-1/1 или Р-1/2, включающую катализатор, d. катализат с выхода реактора Р-1/1 или Р-1/2 распределяется на три потока, подаваемые на теплообменники Т-1, Т-2 и Т-3, катализат с выхода теплообменников Т-1, Т-2, Т-3 поступает на вход воздушного конденсатора
ВХ-1 и далее через водяной конденсатор Т-4 и чиллер Т-5 поступает в трехфазный разделитель БР- 1 , где происходит отделение отходящих газов продукта катализа от водной и углеводородной фаз, e. водная фаза отводится в атмосферную емкость Е-5, где происходит отстой и дегазация водной фазы, газы дегазации отводятся на дожит в печь П-1, углеводородный конденсат катализата через рекуператор Т-6 подается в колонну-дебутанизатор К-1, f. подвод тепла к кубу колонны К-1 осуществляется через ребойлер РБ-1, стабилизированный бензин отводится из ребойлера колонны РБ-1, и далее пройдя через рекуператор Т-6 захолаживается в воздушном холодильнике ВХ-3 выводится на склад готовой продукции, g. отходящие газы из колонны К-1 поступают на воздушный конденсатор ВХ-2 и далее поступают в рефлюксную емкость БР-2, h. вода из емкости БР-2 отводится в атмосферную емкость Е-5, рефлюкс из емкости БР-2 подается на орошение колонны К-1, избыток рефлюкса отводится, отходящий газ с емкости БР-2 подается на конденсатор Т-8, где происходит конденсация пропана,
1. пропан отделяется от несконденсированных газов в емкости БР-3 и отводится на смешение с избыточным рефлюксом из емкости БР-2 и далее смесь рефлюкса и сконденсированного пропана отводится, j. вода из емкости БР-3 отводится в атмосферную емкость Е-5, отходящие газы с емкостей БР-2, БР-3 через паровой подогреватель Т-9 отводятся.
2. Способ по п.1, в котором на вход теплообменника Т-1 из расходной емкости Е-1 насосом Н-1/1 или Н-1/2 подается углеводородная фракция, дополнительно из расходной емкости Е-3 насосом Н-3/1 или Н-3/2 на вход теплообменника Т-1 подается оксигенат, с выхода Т-1 смесь оксигената и углеводородной фракции смешивается с олефинсодержащим газом, подаваемым компрессором КП-1, и поступает на нагрев в печь П-1, из П-1 реакционная смесь подается на первую полку реактора Р-1/1 или Р-1/2, на вход теплообменника Т-2 насосом Н-3/1 или Н-3/2 подается оксигенат из емкости Е-3 и олефинсодержащий газ с компрессора КП-1, с выхода теплообменника Т-2 смесь олефинсодержащего газа и оксигената подается на вторую полку реактора Р-1/1 или Р-1/2, на вход теплообменника Т-3 насосом Н-3/1 или Н-3/2 подается оксигенат из емкости Е-3 и олефинсодержащий газ с компрессора КП-1, с выхода теплообменника Т-3 смесь олефинсодержащего газа и оксигената подается на третью полку реактора Р-1/1 или Р-1/2.
3. Способ по п.1, в котором водная фаза отводится в атмосферную емкость Е-5, работающую при необходимости с обогревом.
4. Способ по п.1, в котором рефлюкс из емкости БР-2 насосом Н-4/1 или Н-4/2 подается на орошение колонны К-1, избыток рефлюкса с насоса Н-4/1 или Н-4/2 отводится на склад СУГ, отходящий газ с емкости БР-2 подается на конденсатор Т-8, где происходит конденсация пропана, пропан отделяется от несконденсированных газов в емкости БР-3 и насосом Н-5/1 или Н-5/2 отводится на смешение с избыточным рефлюксом из емкости БР- 2 и далее смесь рефлюкса и сконденсированного пропана подается на склад СУГ, причем отходящие газы с емкостей БР-2, БР-3 через паровой подогреватель Т-9 отводятся в сеть топливного газа.
5. Способ по п.1 , в котором регенерация катализатора проводится в токе азотно- воздушной смеси по контуру, причем азотно-воздушная смесь поступает с выхода реактора Р1/1,2 на рекуператор Т-10, затем с выхода Т-10 подается на вход воздушного холодильника газов регенерации ВХ-4, затем с выхода ВХ-4 подается на сепаратор газа регенерации С-1, затем с выхода С-1 подается на компрессор газа регенерации КП-2, затем с выхода КП-2 подается на рекуператор Т-10, затем с выхода Т-10 подается на печь подогрева газа регенерации П-2, затем с выхода П-2 подается на вход реактора Р1/1, 2.
6. Способ по и.5, в котором кратность циркуляции к подпитке азотом и воздухом по линиям подачи азота и воздуха составляет от 10 до 50, и регенерация проводится при давлении 6-10 бар.
7. Способ получения бензинов по п.1, в котором в котором цеолитный катализатор включает: а. цеолит типа ZSM-5 с модулем SiCh/AhCb от 43 до 95, в количестве от 65 до
80 мае. %, b. оксид натрия в количестве от 0.04 до 0.15 мае. %, c. оксид цинка в количестве 1.0-5.5 мае. %, d. оксиды редкоземельных элементов в общем количестве 0.5-5.0 мае. %, e. связующее, включающее диоксида кремния, оксида алюминия или их смеси.
8. Способ по п.1, в котором разогрев слоя катализатора в каждой реакционной зоне составляет от 5 до 35 °С.
9. Способ по п.1, в котором для каждой полки реактора температура катализата на выходе из слоя катализатора превышает температуру подачи сырья на данную полку реактора.
10. Способ по п.1, в котором давление процесса составляет от 1.5 до 4.0 МПа, предпочтительно от 2.2 до 2.7 МПа.
11. Способ по п.1, в котором температура потока на входе в первую / вторую / третью реакционные зону составляет 340-370°С / 341-370°С / 350-376°С.
12. Способ по п.1, в котором распределение оксигената между тремя реакционными зонами составляет 44-62 мае. % / 18-35 мае. % / 14-21 мае. % от общего количества оксигената.
13. Способ по п.1, в котором распределение олефин-сод ержащего газа между тремя реакционными зонами составляет 15-30 мае. % / 20-40 мае. % / 30-60 мае. % от общего количества олефин-содержащего газа.
14. Способ по п.1, в котором углеводородная фракция содержит нормальные парафины в количестве 15-24 мае. %, изопарафины в количестве 28-56 мае. %, нафтены в количестве 22-40 мае. %, остальное - ароматические углеводороды и олефины.
15. Способ по п.1, в котором углеводородная фракция может быть выбрана из группы, включающей прямогонный бензин, бензин газовый стабильный, легкий газовый конденсат, бензиновая фракция с границами кипения около 62° - 85° С, рафинат, а также их смеси.
16. Способ по п.1, в котором оксигенат выбран из группы, включающей алифатические спирты, например, метанол, этанол, метанол-сырец, метанол технический, этанол; простые эфиры, например, диметиловый эфир, а также их смеси, в том числе с водой.
17. Способ по п.1, в котором олефин-содержащая фракция включает 2.3-8.0 мае. % водорода.
18. Способ по п.1, в котором олефин-содержащая фракция выбрана из группы, включающей сухой газ каталитического крекинга, жирный газ каталитического крекинга, другие газы каталитического крекинга и продукты их фракционирования, отходящий газ с установки коксования, газы синтеза Фишера-Тропша, а также их смеси.
19. Способ по п.1, в котором реакция проводится в газовой фазе в неподвижном слое катализатора.
20. Способ по п.1, в котором не используются встроенные теплообменники.
21. Способ по п.1, в котором каждый реактор является адиабатическим реактором.
22. Установка для получения бензинов, включающая: a. теплообменник Т-1 для нагрева углеводородной фракции и оксигената, теплообменники Т-2 и Т-3 для нагрева оксигената и олефинсодержащего газа,
B. печь П-1 для нагрева смеси углеводородной фракции, оксигената и олефинсодержащего газа, c. реактор Р-1/1 или Р-1/2, d. воздушный конденсатор ВХ-1 для подачи катализата с выхода теплообменников Т-1, Т-2, Т-3, водяной конденсатор Т-4 для доохлождения катализата после воздушного конденсатора ВХ-1, чиллер Т-5 для захолаживания катализата после конденсатора Т-4, e. трехфазный разделитель БР-1 для подачи катализата с чиллера Т-5, где происходит отделение отходящих газов продукта катализа от водной и углеводородной фаз, f. атмосферную емкость Е-5 для отстоя и дегазации водной фазы с БР-1, БР-2,
БР-3, g. линия возврата газов дегазации из Е-5 на дожит в печь П-1, рекуператор Т-6 для стабилизированного бензина из БР-1 и воздушного холодильника ВХ-3 для доохлаждения бензина, h. колонну-дебутанизатор К-1 для стабилизации катализата из Т-6, ребойлер РБ- 1 колонны К- 1 для подвода тепла и для отвода стабилизированного бензина, i. воздушный холодильник BX-3 для захолаживания стабилизированного бензина, воздушный конденсатор ВХ-2 для частичной конденсации верхнего продукта из колонны К-1, j. рефлюксную емкость БР-2 для разделения несконденсировавших ся газов, верхнего продукта и водного конденсата, k. конденсатор Т-8 для отходящего газа с емкости БР-2, где происходит конденсация пропана, l. емкость БР-3 для отделения пропана от несконденсированных газов, паровой подогреватель Т-9 для отходящих газов с емкостей БР-2, БР-3.
23. Установка по п.22, дополнительно включающая расходную емкость для углеводородной фракции Е-1, насос Н-1/1 или Н-1/2 для подачи углеводородной фракции, расходную емкость Е-3 для оксигената, насос Н-3/1 или Н-3/2 для подачи оксигената, компрессор КП-1 для олефинсодержащего газа.
24. Установка по п.22, дополнительно включающая насос Н-4/1 или Н-4/2 для рефлюкса из емкости БР-2 на орошение колонны К-1, склад СУГ для избытка рефлюкса с насоса Н-4/1 или Н-4/2 и для смеси рефлюкса и сконденсированного пропана, насос Н-5/1 или Н-5/2 для отведения пропана на смешение с избыточным рефюксом из емкости БР-2.
25. Установка по п.22, дополнительно включающая оборудование для проведения регенерации: рекуператор Т-10, воздушный холодильник газов регенерации ВХ-4, сепаратор газа регенерации С-1, компрессор газа регенерации КП-2, печь подогрева газа регенерации П-2.
26. Установка по п.22, в которой не используются встроенные теплообменники.
27. Установка по п.22, в которой каждый реактор является адиабатическим реактором.
PCT/RU2021/050175 2020-06-29 2021-06-22 Способ и установка для получения бензина WO2022005329A1 (ru)

Applications Claiming Priority (2)

Application Number Priority Date Filing Date Title
RU2019143926A RU2757120C1 (ru) 2020-06-29 2020-06-29 Способ и установка для получения бензина из жидких углеводородных фракций, оксигенатов и олефин-содержащих газов
RU2019143926 2020-06-29

Publications (1)

Publication Number Publication Date
WO2022005329A1 true WO2022005329A1 (ru) 2022-01-06

Family

ID=78286325

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
PCT/RU2021/050175 WO2022005329A1 (ru) 2020-06-29 2021-06-22 Способ и установка для получения бензина

Country Status (2)

Country Link
RU (1) RU2757120C1 (ru)
WO (1) WO2022005329A1 (ru)

Citations (6)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
RU2284343C1 (ru) * 2005-06-20 2006-09-27 Сергей Эрикович Долинский Способ получения высокооктановых бензинов
RU65045U1 (ru) * 2007-01-18 2007-07-27 Общество с ограниченной ответственностью "ЭСТ-Инвест" Установка получения синтетического бензина из алифатического спирта, в частности метанола
RU2417249C1 (ru) * 2009-11-05 2011-04-27 Общество с ограниченной ответственностью "СИНТОН" Способ получения высокооктанового бензина или ароматических углеводородов
CN104419441A (zh) * 2013-09-02 2015-03-18 中国科学院大连化学物理研究所 轻芳烃与醇/醚化合物生产高辛烷值汽油调和组分的方法
WO2017155424A1 (en) * 2016-03-09 2017-09-14 Limited Liability Company "New Gas Technologies-Synthesis" (Llc "Ngt-Synthesis") Method and plant for producing high-octane gasolines
RU2671568C1 (ru) * 2016-09-27 2018-11-02 Михайло Барильчук Комплексная установка для переработки смеси углеводородов с1-с10 различного состава и кислородсодержащих соединений

Patent Citations (7)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
RU2284343C1 (ru) * 2005-06-20 2006-09-27 Сергей Эрикович Долинский Способ получения высокооктановых бензинов
RU65045U1 (ru) * 2007-01-18 2007-07-27 Общество с ограниченной ответственностью "ЭСТ-Инвест" Установка получения синтетического бензина из алифатического спирта, в частности метанола
RU2417249C1 (ru) * 2009-11-05 2011-04-27 Общество с ограниченной ответственностью "СИНТОН" Способ получения высокооктанового бензина или ароматических углеводородов
CN104419441A (zh) * 2013-09-02 2015-03-18 中国科学院大连化学物理研究所 轻芳烃与醇/醚化合物生产高辛烷值汽油调和组分的方法
WO2017155424A1 (en) * 2016-03-09 2017-09-14 Limited Liability Company "New Gas Technologies-Synthesis" (Llc "Ngt-Synthesis") Method and plant for producing high-octane gasolines
WO2017155431A1 (en) * 2016-03-09 2017-09-14 Limited Liability Company "New Gas Technologies-Synthesis" (Llc "Ngt-Synthesis") A method for producing high-octane motor gasolines of low-octane hydrocarbon fractions, fractions of gaseous olefins and oxygenates and a plant for the method embodiment
RU2671568C1 (ru) * 2016-09-27 2018-11-02 Михайло Барильчук Комплексная установка для переработки смеси углеводородов с1-с10 различного состава и кислородсодержащих соединений

Also Published As

Publication number Publication date
RU2757120C1 (ru) 2021-10-11

Similar Documents

Publication Publication Date Title
US10894752B2 (en) Catalyst and method for aromatization of C3-C4 gases, light hydrocarbon fractions and aliphatic alcohols, as well as mixtures thereof
US11427770B2 (en) Method for producing high-octane motor gasolines of low-octane hydrocarbon fractions, fractions of gaseous olefins and oxygenates and a plant for the method embodiment
RU2448147C2 (ru) Способ синтеза углеводородных компонентов бензина
JPS59206485A (ja) オレフイン性原料をオリゴメリゼ−シヨンしてより重質な炭化水素を製造する接触転化方法及び装置
WO1996010548A1 (fr) Procede de production d'hydrocarbure aromatique
NO317505B1 (no) Fremgangsmate for fremstilling av mettede oligomerer og fremgangsmate for fremstilling av et motordrivstoffprodukt fra en isobutenholdig innlopsstrom
RU2671568C1 (ru) Комплексная установка для переработки смеси углеводородов с1-с10 различного состава и кислородсодержащих соединений
CN109336726B (zh) 一种碳四、轻质油和甲醇耦合催化裂解制丙烯乙烯的工艺
AU2019220423B2 (en) Method and installation for producing a synthetic gasoline
AU2010320947A1 (en) Method for generating hydrocarbons, in particular gasoline, from synthesis gas
WO2018106396A1 (en) Integrated oxygenate conversion and olefin oligomerization
EA033727B1 (ru) Способ получения концентрата ароматических углеводородов из легких алифатических углеводородов и установка для его осуществления
WO2022005332A1 (ru) Способ получения бензинов или концентратов ароматических соединений
RU2757120C1 (ru) Способ и установка для получения бензина из жидких углеводородных фракций, оксигенатов и олефин-содержащих газов
WO2022005330A1 (ru) Способ получения бензинов или концентратов ароматических соединений
RU2747931C1 (ru) Способ увеличения выхода жидкого углеводородного продукта
BRPI0800236B1 (pt) Processo e equipamento de craqueamento catalítico fluido para a produção de destilados médios de baixa aromaticidade
RU2708620C1 (ru) Способ получения высокооктановых бензиновых фракций и ароматических углеводородов
RU2747864C1 (ru) Способ увеличения выхода жидкого углеводородного продукта
CN107955644B (zh) 一种非芳轻烃的高效芳构化方法
RU2747866C1 (ru) Способ получения бензинов с распределением потоков оксигената и двух олефинсодержащих фракций
RU2815902C1 (ru) Установка для получения бензинов или концентратов ароматических соединений
RU2747869C1 (ru) Способ получения бензинов или концентратов ароматических соединений с различным распределением потоков оксигената и олефинсодержащей фракции
RU2815841C1 (ru) Установка для получения бензинов или концентратов ароматических соединений с изменяемым количеством активных реакционных зон
US20230235236A1 (en) Method for producing high-octane motor gasolines of low-octane hydrocarbon fractions, fractions of gaseous olefins and oxygenates and a plant for the method embodiment

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: 21831721

Country of ref document: EP

Kind code of ref document: A1

NENP Non-entry into the national phase

Ref country code: DE

32PN Ep: public notification in the ep bulletin as address of the adressee cannot be established

Free format text: NOTING OF LOSS OF RIGHTS PURSUANT TO RULE 112(1) EPC (EPO FORM 1205 DATED 21/02/2023)

122 Ep: pct application non-entry in european phase

Ref document number: 21831721

Country of ref document: EP

Kind code of ref document: A1