Результат интеллектуальной деятельности: СПОСОБ ГЛУБОКОЙ ПЕРЕРАБОТКИ НЕФТЕЗАВОДСКОГО УГЛЕВОДОРОДНОГО ГАЗА

Изобретение относится к технологии переработки нефтяных газов и может быть использовано в нефте- и газоперерабатывающей промышленности.

Известные способы переработки нефтяных газов направлены преимущественно на извлечение из газа некоторых ценных компонентов с использованием основной части газа в качестве заводского топлива.

Известен способ каталитической конверсии углеводородов, в котором продукты реакции каталитического крекинга отбирают из реактора и разделяют на фракции для получения легких олефинов, бензина, дизельного топлива, тяжелого дизельного топлива и других ненасыщенных низкомолекулярных углеводородов (патент на изобретение RU №2418842 C2, C10G 11/05, C07C 7/144, B01J 29/80, B01J 29/072, B01J 29/076, 20.05.2011). Недостатком данного способа является выделение из исходного газа водорода и легких углеводородов - метана и этана - в виде отходящего сухого газа, используемого далее как топливо, что приводит к неэффективному использованию углеводородов и снижению ресурсов сырья нефтехимических производств.

Известен способ получения среднедистиллятного продукта и низших олефинов из углеводородного исходного сырья, в котором продукты каталитического крекинга газойля разделяются на несколько потоков крекированного газойлевого продукта с отделением по меньшей мере одного низшего олефинового соединения, используемого в качестве сырья для производства полиолефинов, при этом рафинатный поток, содержащий по меньшей мере один из C₄ и C₃ рафинатов, образуется в блоке экстракции бутадиена или блоке экстракции изопрена (заявка на изобретение RU №2010126474 A, C10G 11/18, 10.01.2012). Недостатком данного способа также является выделение водорода и легких углеводородов - метана и этана - в виде отходящего сухого газа, используемого далее как топливо, что приводит к неэффективному использованию углеводородов и снижению ресурсов сырья нефтехимических производств.

Известен также способ замедленного коксования нефтяных остатков и реактор коксования, в котором обеспечивается нагрев первичного исходного сырья в трубчатой печи, смешение его с кубовым остатком (квенчингом) ректификационной колонны с получением вторичного сырья, который далее нагревается в трубчатой печи и коксуется в реакторе с выделением парогазовых продуктов коксования, которые охлаждаются за счет ввода охлаждающей струи и сепарируются в циклоне, при этом паровую фазу отводят из циклона в концентрационную часть ректификационной колонны, а жидкую часть возвращают непосредственно в реактор, ректификационная колонна разделяет продукты коксования на газ, бензин, водный конденсат, отводимые с верха ректификационной колонны, легкий и тяжелый газойль, отводимые боковыми погонами из колонны, кроме того, ректификационная колонна снабжена двумя циркуляционными орошениями (патент на изобретение RU №2339674 C1, C10B 55/00, 27.11.2008). Недостатком данного способа является отсутствие рационального использования газа, направляемого в топливную сеть завода.

Известен также способ замедленного коксования нефтяного сырья, в котором обеспечивается нагрев исходного сырья после смешения его с кубовым остатком (квенчингом) ректификационной колонны в трубчатой печи, коксованием его в реакторе с выделением парогазовых продуктов коксования, которые в дальнейшем разделяются в ректификационной колонне с получением газожидкостной смеси с верха колонны и последующим выделением из нее водного конденсата, газа коксования и бензина коксования, а также с отводом из концентрационной части ректификационной колонны боковыми погонами легкого и тяжелого газойля (патент на изобретение RU №2282656 C1, C10B 55/00, C10B 57/16, 27.08.2006). Недостатком данного способа, как и в предыдущем изобретении, является отсутствие рационального использования газа, направляемого в топливную сеть завода.

Известен способ извлечения пропилена из газовых продуктов каталитического крекинга, который заключается в том, что исходное сырье, состоящее из охлажденных продуктов каталитического крекинга, поступает в сепаратор, где разделяется на два потока: нижний углеводородный поток поступает во фракционирующий абсорбер, а верхний водородсодержащий газовый поток, проходит через устройство мембранного разделения, где извлекается водород, а сконцентрированная углеводородная часть подается на ту же тарелку фракционирующего абсорбера, на которую подается нижний углеводородный поток, на верх фракционирующего абсорбера подается свежий абсорбент на смешение с газовым потоком, выводимым из фракционирующего абсорбера в конденсатор, и после частичной конденсации получаемая во втором сепараторе смесь разделяется на сухой газ и конденсат, подаваемый на верх фракционирующего абсорбера в качестве абсорбента. Снизу фракционирующего абсорбера отводится отработанный абсорбент, насыщенный пропиленом и другими извлекаемыми из исходного сырья компонентами, на последующую регенерацию абсорбента и выделение извлекаемых из исходного сырья компонентов (Патент US 6,723,231 B1 «Извлечение пропилена» C10G 7/02; C10G 7/00; B01D 3/14). Недостатком данного изобретения является нерациональное использование сухого газа, направляемого в топливную сеть, в состав которого входят такие ценные компоненты, как водород, метан, этан, этилен, в качестве нефтезаводского топлива, а также низкая эффективность мембранного разделения в крупнотоннажных процессах.

Известен также способ переработки углеводородного газа при помощи низкотемпературной конденсации, в котором охлажденный поток углеводородного газа подают на первую ступень фракционирования с получением верхнего продукта - газовой фазы, обогащенной метаном, и нижнего продукта - конденсата, который направляют на вторую ступень фракционирования с отводом полученной газовой фазы деэтанизации и жидкой фазы, обогащенной тяжелыми углеводородами C₃ и выше (патент на изобретение RU №2382302 C1, F25J 3/00, 20.02.2010). Недостатками данного изобретения являются:

1) в способе предусмотрены только деметанизация и деэтанизация углеводородного газа с получением фракции C₃ и выше, что приводит к потере ценных углеводородов - метана и этана, а получаемая широкая фракция легких углеводородов требует дальнейшего разделения для получения конечных продуктов;

2) рекомендация охлаждения газа деэтанизации дополнительно путем теплообмена с потоком нижней зоны первой ступени фракционирования практически нереализуема, поскольку температура газа во второй колонне ниже температуры потока нижней зоны предыдущей колонны, что не позволит охлаждать газ.

Наиболее близким к заявляемому изобретению является способ глубокой переработки нефтезаводского углеводородного газа одного и более нефтеперерабатывающих заводов, включающий многостадийную очистку газов, представляющих собой смеси однотипных нефтезаводских газов с различных технологических установок, и их разделение в массообменных аппаратах в несколько стадий, направленных на получение этилена, водорода, высокооктановых компонентов бензина и сжиженных топливных газов, при этом этансодержащая фракция после аминовой очистки направляется на газоперерабатывающую установку, где производится компримирование, осушка, очистка от примесей O₂, As, Hg, NO_x и других примесей, являющиеся ядами катализаторов и оборудования, этансодержащей фракции и разделение ее на деэтанизированный газ, этановую фракцию и фракцию углеводородов C₃ и выше, далее проводится химическое преобразование этановой фракции в печи пиролиза, после которой продукты пиролиза направляются в блок низкотемпературного разделения, где с выделением этилена, полученный пирогаз компримируется, очищается от примесей и разделяется на потоки товарного этилена, непрореагировавшего этана, возвращаемого на рециркуляцию в блок пиролиза, и водородсодержащего газа на блок производства водорода (заявка на изобретение №2012129790, МПК C07C 4/04; C07C 1/02; C10G 57/00, 13.07.2012). Недостатком данного изобретения является то, что использование блока низкотемпературной ректификации для очистки и разделения продуктов пиролиза является экономически неэффективным в данной схеме по следующим позициям:

1) для выделения товарного этилена из продуктов пиролиза предусматривается дополнительная стадия низкотемпературной ректификации, которая требует дополнительного глубокого охлаждения, компримирования, осушки, а также очистки продуктов пиролиза от примесей;

2) двухступенчатое разделение газообразных потоков в блоке газоперерабатывающей установки низкотемпературной ректификации приводит к увеличению затрат на реализацию данного способа глубокой переработки нефтезаводского углеводородного газа.

При создании изобретения перед авторами ставилась задача целесообразного использования нефтезаводского углеводородного газа различных технологических установок нескольких нефтеперерабатывающих заводов с получением комплекса углеводородов для их дальнейшего использования в процессах нефтехимии и нефтепереработки и повышения экономичности процесса.

Решение поставленной задачи достигается тем, что в способе глубокой переработки нефтезаводского углеводородного газа одного и более нефтеперерабатывающих заводов, включающем многостадийную очистку газов, представляющих собой смеси однотипных нефтезаводских газов с различных технологических установок, и их разделение в массообменных аппаратах в несколько стадий, направленных на получение этилена, водорода, высокооктановых компонентов бензина и сжиженных топливных газов, этансодержащая фракция после аминовой очистки направляется на стадию компримирования, очистки от примесей О₂, As, Hg, NO_x и других примесей, образованных в процессе пиролиза, осушки и низкотемпературного разделения на деэтанизированный газ, направляемый на получение водорода, этановую фракцию, направляемую на пиролиз, этилен, используемый в качестве товарного продукта, и углеводороды С₃ и выше, направляемые на разделение рефлюксной фракции, причем продукты пиролиза возвращаются на начало стадии.

Технический результат достигается тем, что в результате включения в состав газоперерабатывающей установки стадии очистки этансодержащей фракции от примесей, образованных в процессе пиролиза и расширение мощности стадий по компримированию, осушки и низкотемпературному разделению, позволяет сократить капитальные и эксплуатационные затраты на процесс выработки целевой продукции, снизить себестоимость продукции и сократить сроки окупаемости затрат.

В заявляемом изобретении в способе глубокой переработки нефтезаводского углеводородного газа одного и более нефтеперерабатывающих заводов, включающем многостадийную очистку газов, представляющих собой смеси однотипных нефтезаводских газов с различных технологических установок, и их разделение в массообменных аппаратах в несколько стадий, направленных на получение этилена, водорода, высокооктановых компонентов бензина и сжиженных топливных газов, этансодержащая фракция после аминовой очистки направляется на стадию компримирования, очистки от примесей О₂, As, Hg, NO_x и других примесей, образованных в процессе пиролиза, осушки и низкотемпературного разделения на деэтанизированный газ, направляемый на получение водорода, этановую фракцию, направляемую на пиролиз, этилен, используемый в качестве товарного продукта, и углеводороды С₃ и выше, направляемые на разделение рефлюксной фракции, причем продукты пиролиза возвращаются на начало стадии.

На фигуре 1 представлена схематичная иллюстрация реализации способа глубокой переработки нефтезаводского углеводородного газа.

Получаемые на трех нефтеперерабатывающих предприятиях 10, 20, 30 потоки с различных технологических установок, представляющие собой рефлюксную фракцию (потоки 101, 104, 107), фракцию углеводородов с повышенным содержанием водорода (потоки 102, 105, 108) и этансодержащую фракцию углеводородов (потоки 103, 106, 109), поступают в блоки компримирования 35, 40 и 45 соответственно.

Рефлюксная фракция (СУГ) (поток 110) поступает в блок аминовой очистки 50 с получением очищенной от сероводорода и диоксида углерода рефлюксной фракции. Далее очищенная рефлюксная фракция (поток 113) направляется в блок разделения рефлюксной фракции 55 с получением пропан-пропиленовой фракции (поток 118), бутан-бутиленовой фракции (поток 119), этансодержащей фракции (поток 116) и фракции углеводородов С₅ и выше (поток 117). Выделенная в блоке разделения рефлюксная фракция 55 пропан-пропиленовая фракция (поток 118) может частично/полностью быть направлена на выработку высокооктановых компонентов бензина с использованием процессов алкилирования и (или) олигомеризации (блок 95) и/или на выработку продуктов нефтехимического синтеза, при этом в блок 95 поступает по линии 122 изопентан из блока изомеризации бензина 90, куда в качестве сырья подается фракция 62-70°C (поток 121). Непрореагировавший в процессе пропан (поток 120) направляется на получение технической пропан-бутановой смеси (блок 85) и отводится с потоком 134. Полученный при алкилировании/олигомеризации продукт (поток 124), выводится из установки. Выделенная в блоке разделения рефлюксной фракции 55 бутан-бутиленовая фракция (поток 119) направляется на выработку высокооктановых компонентов бензина с использованием процессов алкилирования и (или) олигомеризации или для выработки продуктов нефтехимического синтеза (блок 100). Непрореагировавший бутан (поток 125) направляется на получение технической пропан-бутановой смеси (блок 85). Полученный при алкилировании/олигомеризации продукт (поток 126) выводится из блока 100 и объединяется с потоком изомеризата 123 и продуктом 124 и далее отводится потоком 127.

Фракция углеводородов с повышенным содержанием водорода (поток 111), выводимая из блока 40, поступает в блок аминовой очистки 60. Очищенная до уровня 5 ppm по сероводороду и 200 ppm по диоксиду углерода фракция углеводородов с повышенным содержанием водорода (поток 114) и природный газ, используемый в качестве топлива (поток 132), направляются на установку PSA (блок 65), в котором производится как целевой продукт водород (поток 133), используемый далее как реагент в разнообразных нефтехимических процессах.

Этансодержащая фракция углеводородов (поток 112), выводимая из блока 45, поступает в блок аминовой очистки 70. Очищенная до уровня 5 ppm по сероводороду и 200 ppm по диоксиду углерода этансодержащая фракция углеводородов (поток 115) и этансодержащая фракция из блока 55 направляется на газоперерабатывающую установку 75, где проводится ее адсорбционная осушка синтетическими цеолитами до достижения точки росы осушаемого газа минус 80°C, компримирование до давления 3,5 МПа, очистка от примесей О₂, As, Hg, NO_x и других примесей, образованных в процессе пиролиза, и низкотемпературное разделение методом ректификации на водородсодержащий газ (поток 128), широкую фракцию углеводородов С₃ и выше (поток 129), этановую фракцию (поток 130) и этилен (поток 131), соответственно, направляемые на установку PSA (блок 65), разделение рефлюксной фракции (блок 55), на пиролиз (блок 80) и в этиленопровод для производства полиэтилена и (или) поливинилхлорида, окиси этилена и других продуктов нефтехимического синтеза, причем продукты пиролиза (поток 135), выводимые из блока 80, возвращаются на газоперерабатывающую установку 75.

Целесообразность предлагаемого способа глубокой переработки нефтезаводского углеводородного газа обосновывается следующими примерами.

Пример 1. При переработке газа трех НПЗ с выделением этансодержащей фракции с последующей переработкой ее по прототипу с последовательным использованием газоперерабатывающей установки, блока пиролиза и блока низкотемпературной ректификации с итоговым выходом этилена 200 тыс.т/год при цене 24 тыс.руб./т обеспечит доход 4,8 млрд руб./год.

При этом затраты на производство этилена с учетом эксплуатационных расходов и амортизационных отчислений составляют:

а) газоперерабатывающая установка - 0,8 млрд руб.;

б) блок пиролиза - 0,5 млрд руб.;

в) блок низкотемпературной ректификации, включая стадии компримирования, осушки и очистки газа - 1,7 млрд руб.

Прибыль от реализации стадии получения этилена по прототипу составляет 1,8 млрд руб./год.

Пример 2. При переработке газа трех НПЗ с выделением этансодержащей фракции с последующей переработкой ее по заявляемому изобретению с последовательным использованием блока низкотемпературной ректификации и блока пиролиза и с итоговым выходом этилена 200 тыс. т/год при цене 24 тыс. руб./т обеспечит доход 4,8 млрд руб./год.

При этом затраты на производство этилена с учетом эксплуатационных расходов и амортизационных отчислений составляют:

а) газоперерабатывающая установка большей мощности - 2,3 млрд руб.;

б) блок пиролиза - 0,5 млрд руб.

Сравнение примеров позволяет сделать вывод о прибыльности реализации стадии получения этилена по заявляемому изобретению в объеме затрат на выработку целевой продукции до 200 млн руб./год.