Результат интеллектуальной деятельности: КОМПЛЕКСНАЯ УСТАНОВКА ДЛЯ ПЕРЕРАБОТКИ СМЕСИ УГЛЕВОДОРОДОВ С-С РАЗЛИЧНОГО СОСТАВА И КИСЛОРОДСОДЕРЖАЩИХ СОЕДИНЕНИЙ

Изобретение относится к комплексным установкам для осуществления каталитических процессов переработки углеводородов C₁-С₁₀ различного состава, в том числе олефинсодержащих фракций, и кислородсодержащих соединений C₁-С₆ (органические одноатомные спирты и/или их простые эфиры), в частности, для получения высокооктанового бензина из низкооктановых бензиновых и/или олефинсодержащих фракций и метанола, дизельных фракций из олефинсодержащих соединений и метанола или диметилового эфира, а также для получения ароматических углеводородов из парафин - или олефинсодержащего сырья и метанола или других спиртов или их эфиров.

Разработка фирмой «Mobil Oil» (США) в 1970-х годах катализаторов на основе цеолитов группы пентасилов (типа ZSM-5, ZSM-11 и другие), активных и стабильных в реакциях дегидроциклоолигомеризации алифатических углеводородов и конверсии оксигенатов в углеводороды, дала начало бурному развитию этого направления. Известен ряд способов получения высокооктановых бензинов и ароматических углеводородов из углеводородных фракций и/или спиртов и их простых эфиров. Особенности технологии связаны с высокими тепловыми эффектами этих процессов: экзотермического - при конверсии оксигенатов или олефиновых фракций в бензиновые углеводороды, эндотермического - при дегидроциклоолигомеризации или дегидроциклизации парафиновых углеводородов сырья. Способы получения высокооктановых бензинов из алифатических углеводородов и оксигенатов и комплексные устройства для их реализации решают задачи подвода в реактор тепла, необходимого для осуществления химических реакций, и отвода выделяющегося тепла из реактора, оптимизации условий в зоне реакции, простоты и надежности технологического процесса.

Особое положение занимают процессы получения ароматических углеводородов и высокооктанового бензина при совместной переработке углеводородных фракций и метанола. При этом каталитический процесс не имеет высокого теплового эффекта, поскольку одновременно протекают экзо- и эндотермические реакции и в принципе возможен сбалансированный по теплу процесс. При этом технические решения для процессов с использованием одного вида сырья и высоким тепловым эффектом его конверсии, например, использование трубчатых реакторов с загрузкой катализатора в трубы (RU 2069227, RU 2098173) или в межтрубное пространство (RU 65045, RU 2429910), или каскада реакторов с возможностью регулирования температуры в каждом реакторе при теплообмене промежуточных потоков в выносных теплообменниках или при введении холодных потоков сырья и циркулирующих теплоносителей являются избыточными при совместной переработке углеводородных фракций и метанола, ведут к усложнению процесса и высоким капитальным и эксплуатационным расходам.

Так, способ и система для конверсии метанола в бензин по патенту US 5602289 включают осуществление превращения сырья в более чем двух зонах контакта с катализатором (ряд последовательных реакторов, пять в примере), объем которого ограничен требованием адиабатического повышения температуры в зоне не более 50°С, с введением в каждый слой свежего сырья и разбавителя - углеводородов не тяжелее С₅.

В способе получения углеводородов из алифатических спиртов с использованием нескольких отдельных зон контакта сырья с катализатором по патенту US 4542252 осуществляют регулирование температуры, охлаждая реакционный поток перед входом в каждую следующую зону с помощью встроенного теплообменника.

По меньшей мере две реакционные зоны с промежуточным теплообменом промежуточного реакционного потока между зонами предусматривает способ получения высокооктановых бензиновых фракций из углеводородного сырья, выкипающего до 250°С, и/или кислородсодержащих органических соединений по способу RU 2208624. Из потока продуктов способом сепарации и ректификации выделяют углеводородные газы, бензиновую фракцию и/или ароматические углеводороды, а также тяжелую фракцию, выкипающую выше 180-215°С.

В способе совместной переработки низкооктановых углеводородных фракций и алифатических спиртов и/или диметилового эфира по патенту RU 2429910 используют изотермический реактор с тепловыми трубами, который позволяет осуществлять контакт сырья с катализатором в близких к оптимальным условиях, но имеет все недостатки трубчатого реактора, включая сложность загрузки катализатора, что особенно нежелательно при относительно непродолжительном сроке службы катализатора.

Близкий к изотермическому режим конверсии сырья можно получить в способе превращения метанола в олефины или бензин по способу US 5191142 в гомогенной реакционной смеси, представляющей собой смесь метанола и олефина в реакторе с кипящим слоем катализатора или в реакторе со стационарным слоем с обратным перемешиванием.

Установка каталитического получения высокооктановых бензиновых фракций и ароматических углеводородов по патенту RU 2098173 включает реакторный блок с реактором кожухотрубчатого типа, в трубки которого загружают катализатор, а в межтрубное пространство подают газовый теплоноситель с заданной температурой, который получают при смешении воздуха с дымовыми газами, образующимися в теплогенераторе при сжигании топливного газа. Теплоноситель после реактора используют для нагревания сырьевых потоков в трубчатом теплообменнике перед подачей в трубчатый реактор. Установка включает два реакторных блока, работающих попеременно, а также технологически обвязанные сепараторы, ректификационные колонны, теплообменную, емкостную, перекачивающую аппаратуру.

Комплексная установка для получения высокооктанового бензина из бензиновых фракций и метанола по патенту RU №138334 (прототип) включает в себя реакторы, технологически обвязанную с ними нагревательную, теплообменную, сепарирующую, емкостную и нагнетательную аппаратуру для нагревания сырья, охлаждения, частичной конденсации, сепарации и ректификации продуктов реакции, отличается тем, что каждый реактор включает хотя бы два стационарных слоя катализатора, с возможностью подачи в сырьевую смесь, а также во второй и каждый следующий слой нагретой в огневом нагревателе части газа, выделенного в трехфазном сепараторе из потока продуктов реакции после их частичной конденсации.

Предлагаемая нами комплексная установка для переработки смеси углеводородов С₁ C₁₀ различного состава, в том числе олефинсодержащих фракций, и кислородсодержащих соединений C₁-С₆ (органические одноатомные спирты и/или их простые эфиры), в частности, для получения высокооктанового бензина из низкооктановых бензиновых и/или олефинсодержащих фракций и метанола, сочетает известные подходы для решения технической задачи - обеспечение предпочтительного температурного режима в реакторах и может быть использована для простой и надежной реализации способа получения высокооктановых компонентов бензинов, например, по патентам US 5019663, RU 2103322 или RU 2372988.

Комплексная установка по настоящему изобретению предназначена для переработки смеси углеводородов C₁-С₁₀ различного состава (низкооктановые бензиновые фракции н.к. - 180°С, 90-160°С или более узкие фракции, пентан - гептановые (гексановые) фракции, пропан -бутановые фракции, ШФЛУ - широкие фракции легких углеводородов -продукт газоперерабатывающих заводов, и/или низшие олефины С₂-С₁₀ и/или их смеси друг с другом и/или с парафинами C₁-С₁₀ и/или с водородом) в присутствии кислородсодержащих соединений (спирты С₁-С₆ и/или их простые эфиры), включающая один или более параллельно расположенных секционированных адиабатических реакторов, состоящих из одного и более стационарных слоев (секций) цеолитсодержащего катализатора с подводом или отводом тепла между слоями (секциями) катализатора, или один или более параллельно расположенных изотермических реакторов с тепловыми трубами, и/или змеевиками, и/или трубными теплообменными устройствами, и/или панелями с подводом или отводом тепла с цеолитсодержащим катализатором с возможностью подачи в сырьевую смесь, а также во второй и каждый последующий слой (секцию) с цеолитсодержащим катализатором в адиабатическом реакторе нагретой в огневом или электронагревателе части газа (Н₂ и углеводороды C₁-C₄), выделенной в трехфазном сепараторе из потока продуктов реакции после их частичной конденсации, с целью ее циркуляции через катализатор для подвода или отвода тепла в адиабатическом реакторе, превращения содержащихся в ней непредельных углеводородов и увеличения межрегенерационного пробега катализатора, технологически обвязанную с реактором нагревательную, теплообменную, сепарирующую, емкостную и нагнетательную аппаратуру для нагревания сырья, охлаждения, частичной конденсации, сепарации и ректификации продуктов реакции, при этом в качестве потока сырья используют также изобутан, который предварительно нагретый может подаваться один и/или в смеси с кислородсодержащими соединениями С₁-С₆ и/или в смеси с олефинсодержащим сырьем, содержащим в своем составе олефины С₂-С₁₀, как на вход в реакционную часть изотермического реактора или в первый слой (секцию) адиабатического реактора, так и во второй и/или каждый последующий слой (секцию) адиабатического реактора.

Установка отличается тем, что включает блок, состоящий хотя бы из одного реактора, для удаления соединений серы с использованием полученного в процессе водородсодержащего газа из хотя бы части углеводородного сырья С₁-С₁₀, в который направляют нагретое сырье, из реактора выводят поток очищенного от серы сырья и направляют его в нагреватель сырья изотермического реактора или первого слоя (секции) адиабатического реактора.

Установка отличается тем, что включает ректификационную колонну для выделения компонентов С₅₊ из углеводородного сырья (ШФЛУ) в случае ароматизации этого сырья и в нагреватель сырья изотермического реактора или первого слоя (секции) адиабатического реактора направляют содержащий углеводороды C₁-С₄ парофазный поток с верха колонны после выделения рефлюкса.

Установка отличается тем, что в ректификационной колонне из ШФЛУ боковым погоном выделяют фракцию С₅-С₆ или С₅-С₇ и эту фракцию направляют в реактор на ароматизацию.

Установка отличается тем, что включает хотя бы один адсорбер, заполненный адсорбентом и селективно адсорбирующий углеводороды С₅₊, в том числе ароматические углеводороды, в который направляют парофазный поток, выделенный в трехфазном сепараторе из потока продуктов, и выводят обедненный С₅₊ - углеводородами парофазный поток, содержащий водород и углеводороды C₁-С₄.

Установка отличается тем, что секционированный адиабатический реактор, состоящий из двух или более слоев (секций) катализатора, имеет возрастающее по слоям (секциям) от первого к последнему объемное распределение катализатора, а именно, 1:2:3:4:6 и т.д.

Установка отличается тем, что имеет отдельный независимый циркуляционный контур для регенерации цеолитсодержащего катализатора с циркуляционным компрессором, теплообменом обратных потоков, сепарационным оборудованием, огневым или электронагревателем для циркуляции через реакторы азото-воздушной смеси с подпиткой азота и воздуха с расходом смеси 60-1800 нм³/м³ катализатора и сдувом газов регенерации.

Установка отличается тем, что для повышения селективности процесса по жидким продуктам (ароматическим углеводородам или дизельной фракции) в сырьевую смесь после реактора сероочистки адиабатического или изотермического реакторов, а также во второй и/или каждый последующий слой (секцию) цеолитсодержащего катализатора в адиабатическом реакторе подают с целью их циркуляции через катализатор нагретые в огневом или электронагревателе непрореагировавшие компоненты жидкого сырья (неароматические углеводороды в случае процесса ароматизации углеводородов C₁-С₁₀) или нецелевые жидкие продукты (олефинсодержащая бензиновая фракция в случае получения дизельной фракции из олефинсодержащего сырья), выделенные из потока продуктов методами абсорбции, и/или адсорбции, и/или экстрактивной ректификации (дистилляции) (в первом случае) или ректификации (во втором случае).

Установка отличается тем, что для регулирования теплового режима процесса синтеза предусматривается раздельная подача углеводородного сырья (изобутана, парафинов C₁-C₁₀, и/или олефинов С₂-С₁₀) и кислородсодержащих соединений как непосредственно в начало слоев (секций) адиабатического и изотермического реакторов, так и по высоте каждого слоя (секции) адиабатического реактора через специальные распределительные устройства.

Установка отличается тем, что процесс переработки сырья (углеводороды C₁-С₁₀, кислородсодержащие соединения C₁-С₆ и изобутан) осуществляют в присутствии катализаторов на основе цеолитов группы пентасилов (типа ZSM - 5, ZSM - 11 и другие) при температуре 250-600°С, давлении 0,1-10,0 МПа, объемной скорости подачи сырья (по жидкому сырью) 0,1-10 час^-1.

Установка отличается тем, что процесс переработки сырья (углеводороды C₁-С₁₀, кислородсодержащие соединения C₁-С₆ и изобутан) осуществляют при следующем объемном соотношении компонентов (% мас. по жидкому сырью): углеводороды C₁-С₁₀: кислородсодержащие соединения С₁-С₆ - 1: (0,01-10,0); углеводороды С₁-С₁₀: изобутан - 1: (0,01-5,0).

Сырьем процесса являются прямогонные нефтяные или газоконденсатные низкооктановые бензиновые фракции, выкипающие предпочтительно до 180°С, пропан - бутановые фракции, ШФЛУ, и/или олефинсодержащие фракции, а также изобутан и кислородсодержащие органические соединения (спирты C₁-С₆ или их простые эфиры), например метанол любой степени очистки, в том числе метанол - сырец или диметиловый эфир.

Комплексная установка для обеспечения непрерывной переработки сырья может включать два или более реакторов, работающих попеременно в цикле реакция - регенерация. Используют изотермические, либо полочные адиабатические реакторы с распределительными устройствами хотя бы между двумя слоями катализатора для ввода циркулирующего газа -теплоносителя. Могут быть использованы известные катализаторы на основе цеолитов группы пентасилов (типа ZSM - 5, ZSM - 11 и другие), а именно дегидроциклизации парафинов, олигомеризации олефинов, либо конверсии метанола или диметилового эфира в бензиновые углеводороды, в присутствии которых при температуре 250-600°С, давлении 0,1-10,0 МПа, объемной скорости подачи сырья (по жидкому сырью) 0,1-10 час^-1 происходит образование преимущественно бензиновых углеводородов из парафин- или олефинсодержащего сырья, из спиртов или простых эфиров, ароматических углеводородов - из алифатических углеводородов и кислородсодеращего сырья, дизельной фракции - из олефинсодержащего сырья, а также проходят реакции крекинга, алкилирования и изомеризации углеводородов. Могут быть использованы катализаторы, приготовленные по патентам RU 2087191, RU 2098455, RU 2100075, RU 2133640, RU 2165293, RU 2169043, RU 2284343, RU 2440189 или патенту ЕАПО 002139.

Азото-воздушную окислительную регенерацию катализатора превращения углеводородного сырья в реакторах обеспечивает контур регенерации.

Установка включает технологически обвязанные рекуперационные теплообменники и огневой нагреватель для нагревания сырья, рекуперационный теплообменник и огневой нагреватель рецикла, подаваемого как во вход в реактора по линии сырья либо по собственной линии, так и во второй и последующие слои катализатора в адиабатическом реакторе, а также воздушный и водяной холодильники для конденсации компонентов потока продуктов, трехфазный сепаратор для выделения из него несконденсированных компонентов, преимущественно углеводородов C₁ и С₂, водной фазы, содержащей следы углеводородов и кислородсодержащие соединения, и жидкого нестабильного катализата, который стабилизируют в ректификационной колонне с получением стабильного высокооктанового бензина или концентрата ароматических углеводородов (преимущественно бензол - толуол - ксилольную фракцию) или стабильного бензина и дизельной фракции. При необходимости бензиновую фракцию или БТК -фракцию можно разделить на ароматические и неароматические углеводороды методами абсорбции, и/или адсорбции, и/или экстрактивной ректификации (дистилляции). В случае целевого получения дизельной фракции из олефинсодержащего сырья образующуюся бензиновую олефинсодержащую фракцию направляют на рецикл из ректификационной колонны, а в случае целевого получения ароматических углеводородов образующиеся неароматические углеводороды направляют на рецикл после отделения от ароматических углеводородов методами абсорбции, и/или адсорбции, и/или экстрактивной ректификации (дистилляции). После разделения неароматических и ароматических углеводородов, последние можно разделить в отдельной ректификационной колонне на индивидуальные углеводороды (бензол, толуол, ксилолы, этилбензол, ароматика С₉, нафталин и т.д.).

Если парафинсодержащее сырье (пропан - бутановую фракцию) необходимо подвергнуть полной ароматизации и оно содержит компоненты С₅₊ (ШФЛУ), их отделяют в стабилизационной колонне. В этом случае установка дополнительно включает ректификационную колонну и необходимое для ее функционирования оборудование: нагреватель сырья, ребойлер или испаритель для нагрева куба колонны, холодильник, а также рефлюксную емкость и насос для подачи в колонну холодного орошения. На переработку направляют содержащий углеводороды C₁-С₄ парофазный поток с верха колонны после выделения рефлюкса.

Если надо подвергнуть ароматизации пентан-гексановую или пентан-гептановую фракцию, то в ректификационной колонне из ШФЛУ боковым погоном выделяют фракцию С₅-С₆ или С₅-С₇ и эту фракцию направляют в реактор на ароматизацию.

Если сырье представлено отдельными фракциями насыщенных углеводородов и олефинсодержащими фракциями, последние можно подавать отдельно в каждый слой (секцию) цеолитсодержащего катализатора в адиабатическом реакторе. Это относится также к подаче изобутана и кислородсодержащих соединений. Такая подача сырья в адиабатическом реакторе позволяет получать условия протекания химического процесса близкими к изотермическим. В предпочтительном случае содержащее олефины и кислородсодержащие соединения сырье смешивают с содержащим парафины и изобутан сырьем перед каждым слоем (секцией) с получением смеси углеводородов, 30-40% мас. которой составляют олефины и кислородсодержащие соединения.

Для более полного извлечения углеводородов С₅₊ из газообразных углеводородов С₁-С₄, выделенных в трехфазном сепараторе, часть которых в дальнейшем направляется на смешение с сырьевым углеводородным потоком установки (после реактора сероочистки), без применения высокого давления и глубокого холода установка может включать хотя бы один или более адсорберов - для обеспечения непрерывной очистки парофазного потока, выделенного из потока продуктов (RU 2277527, RU 57278). Для адсорбции углеводородов С₅₊ из смеси углеводородов C₁-С₄ могут быть использованы известные адсорбенты: активированный уголь, силикагель, цеолиты. Предпочтительно использование активированного угля как легко регенерируемого сорбента с высокой адсорбционной емкостью. Адсорбцию осуществляют в обычных адсорберах. Условия адсорбции углеводородов С₅₊ зависят от свойств используемого сорбента и в предпочтительном случае совпадают с характеристиками очищаемого парофазного потока.

Парофазный поток из сепаратора при необходимости направляется в адсорбер, расположенный после компрессора на линии циркуляции газообразных продуктов реакции, в предпочтительном случае без предварительной подготовки и из адсорбера выводят обедненный углеводородами С₅₊ парофазный поток, содержащий водород и углеводороды C₁-С₄. Степень извлечения углеводородов С₅₊ из парофазного потока в предпочтительном случае не ниже 95% за полный цикл адсорбции.

Особенно необходим блок адсорбции углеводородов С₅₊ (прежде всего бензола и толуола) из углеводородов C₁-С₄ при проведении процессов получения ароматических углеводородов.

Насыщенный углеводородами С₅₊ адсорбент регенерируют, повышая температуру в адсорбере с одновременной продувкой адсорбента частью обедненного С₅₊ - углеводородами потока из другого адсорбера (отдувочным газом) или инертным газом со стороны. Десорбированные С₅₊ - углеводороды выделяют из насыщенного отдувочного газа с меньшим объемом неконденсируемых компонентов, чем в потоке, поступающем на адсорбцию, и их конденсация и сепарация может быть осуществлена с меньшей потерей.

В режиме регенерации в адсорбер подают нагретый отдувочный газ - часть обедненного С₅₊ - углеводородами потока из другого адсорбера или инертный газ (например, азот) в случае наличия в схеме только одного адсорбера и выводят отдувочный газ, насыщенный углеводородами С₅₊. Для регенерации адсорбента установка включает нагреватель для нагревания отдувочного или инертного газа и последовательно соединенные с выходом из адсорбера теплообменники и холодильники для охлаждения и конденсации углеводородов С₅₊ из насыщенного отдувочного или инертного газа, а также сепаратор для разделения парожидкостной смеси, из которого выводят жидкофазный поток, содержащий углеводороды С₅₊, который направляют в ректификационную колонну для стабилизации, и парофазный поток, который смешивают с обедненным углеводородами С₅₊ потоком из другого адсорбера, или инертный газ.

Адсорберы и оборудование для регенерации адсорбента образуют блок адсорбции. Входящий поток - содержащий углеводороды С₅₊ парофазный поток из трехфазного сепаратора потока продуктов из реакторов, выходящие потоки - парофазный поток, обедненный углеводородами С₅₊ или инертный газ, и жидкофазный поток, содержащий углеводороды C₅₊.

В случае отсутствия необходимости очистки парофазного потока из трехфазного сепаратора от углеводородов C₅₊ часть этого потока сдувается в топливную сеть на линии перед циркуляционным компрессором.

Нестабильный жидкий продукт из трехфазного сепаратора через теплообменники, где он нагревается теплом стабильного продукта, поступает на стабилизацию в ректификационную колонну. С верха колонны выводят пары, которые охлаждают и конденсируют в воздушном холодильнике и водяном холодильнике, а затем в сепараторе выделяют несконденсированный газ, который направляют в топливную сеть, и сжиженный газ, часть которого насосом направляют в колонну в качестве орошения, а балансовую часть выводят с установки в качестве товарного продукта (в некоторых случаях этот газ используется в качестве сырья установки). Кубовой продукт колонны поступает в ребойлер, где из него отпариваются легкие фракции, которые далее поступают под нижнюю тарелку колонны, а стабильный жидкий продукт (высокооктановый бензин, концентрат ароматических углеводородов или дизельная фракция в случае олигомеризации олефинсодержащего сырья - в этом случае бензиновая олефинсодержащая фракция выводится из колонны боковым погоном и направляется на рецикл на дальнейшую переработку, на схемах не показано) охлаждается в межтрубном пространстве теплообменника и поступает на товарный склад (в случае получения высокооктанового бензина) или на дальнейшее разделение ароматических и неароматических углеводородов (в случае получения концентрата ароматических углеводородов) стандартными методами в блоке их разделения.

В последнем случае ароматические и неароматические углеводороды (обычно не более 1,0% мас.) разделяют методами абсорбции, и/или адсорбции, и/или экстрактивной ректификации (дистилляции) (Сулимов А. Д. Производство ароматических углеводородов из нефтяного сырья. М., Химия, 1975, с. 36-72). Содержание неароматических углеводородов в составе ароматических после блока разделения не превышает 1000 ppm. После блока разделения ароматические углеводороды могут быть разделены в отдельной ректификационной колонне на индивидуальные углеводороды (бензол, толуол, ксилолы, ароматика С₉, нафталин и т.д.), а жидкие неароматические углеводороды выводятся из установки как товар.

На рис. 1 (с двумя полочными адиабатическими реакторами), 2 (с двумя изотермическими реакторами для проведения экзотермических реакций) и 3 (с двумя изотермическими реакторами для проведения эндотермическх реакций) представлены принципиальные схемы комплексной установки для получения высокооктанового бензина, дизельной фракции или ароматических углеводородов из углеводородов C₁-С₁₀ различного состава, кислородсодержащих соединений и изобутана. Установка включает следующие аппараты: Е-1, Е-2 - сырьевые емкости; Н-1, Н-2, Н-3, Н-4, Н-5 - насосы; П-1, П-2, П-3 - печи; Р-1, Р-2 - реакторы; Т-1, Т-2, Т-3, Т-4, Т-5, Т-6, Т-7 - теплообменники; ПК-1, ПК-2 - компрессоры; ХВ-1, ХВ-2, ХВ-3 - воздушные холодильники; Х-1, Х-2 - водяные холодильники, С-1, С-2, С-3, С-4 - сепараторы; РБ - ребойлер; К-1- ректификационная колонна. На схемах не показаны: реактор сероочистки; К-2 -ректификационная колонна разделения ШФЛУ; блок адсорбции углеводородов С₅₊ из углеводородов C₁-С₄; блок разделения ароматических и неароматических углеводородов; К-3 - ректификационная колонна разделения ароматических углеводородов. На схемах обозначены потоки: I -сырьевая углеводородная фракция C₁-С₁₀, II - сырьевая кислородсодержащая фракция C₁-С₆, III - сырьевая смесь, IV - продукты каталитического процесса, V - водородсодержащий газ; VI - водный конденсат; VII - нестабильный бензин; VIII - сжиженный газ; IX - стабильный продукт (высокооктановый бензин или олефинсодержащий бензин или дизельная олефинсодержащая фракция или концентрат ароматических углеводородов).

Установка работает следующим образом. Сырье - сырьевая углеводородная фракция С₁-С₁₀ I (прямогонная или газоконденсатная бензиновая фракция или олефинсодержащая фракция или пентан -гексановая (гептановая) фракция или пропан - бутановая фракция или ШФЛУ) и изобутан из сырьевой емкости Е-1 поступает на прием сырьевого насоса Н-2, куда подается насосом Н-1 сырьевая кислородсодержащая фракция C₁-С₆ II из сырьевой емкости Е-2. ШФЛУ предварительно может быть разделена в ректификационной колонне К-2 (на схемах не показана) на фракции C₁-С₄, С₅-С₇, С₅-С₆, С₅₊, С₆₊ 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 рецикловый 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 X-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. Если целевым стабильным продуктом колонны К-1 является дизельная фракция, полученная олигомеризацией олефинсодержаего сырья, то, получающаяся в процессе бензиновая фракция, выводится боковым погоном колонны К-1 и направляется на рецикл в реактор Р-1 или Р-2 (на схемах не показано).

Если стабильным продуктом колонны является концентрат ароматических углеводородов в случае ароматизации углеводородного сырья, то дальнейшая переработка этого продукта происходит следующим образом.

Ароматические и неароматические (обычно не более 1,0% мас.) углеводороды разделяют методами абсорбции, и/или адсорбции, и/или экстрактивной ректификации (дистилляции). Содержание неароматических углеводородов в составе ароматических после блока разделения не превышает 1000 ppm. После блока разделения ароматические углеводороды могут быть разделены в ректификационной колонне К-3 на индивидуальные углеводороды (бензол, толуол, ксилолы, ароматика С₉, нафталин и т.д.), а жидкие неароматические углеводороды выводятся из установки как товар, а также в некоторых случаях могут быть направлены на рецикл в процесс ароматизации.

По мере закоксования катализатора в реакторе синтеза Р-1 или Р-2 температура входящего потока сырья повышается. После достижения максимальной температуры переработки каждого вида сырья реактор с потерявшем активность катализатором отключается от сырьевого потока и переводится в режим окислительной регенерации азото-воздушной смесью через контур регенерации. Запускается схема подачи азота и воздуха в сепаратор С-4 и линия азото-воздушной смеси из С-4 на прием циркуляционного компрессора ПК-2. В начале регенерации производится продувка реактора от "горючих" соединений чистым азотом. Азот после циркуляционного компрессора ПК-2, трубного пространства теплообменников Т-6 и Т-7 через печь П-2 поступает в реактор с закоксованным катализатором. После выхода из реактора азот, а в последствии азото-воздушная смесь, проходит межтрубное пространство теплообменников Т-7 и Т-6, где отдает тепло свежей азото-воздушной смеси. Далее азот (азото-воздушная смесь) через холодильник ХВ-3 поступает в сепаратор С-3, где часть ее сдувается на свечу, а другая часть через сепаратор С-4 поступает опять в контур регенерации. После понижения температуры в реакторе до 280°С и содержании "горючих" менее 0,5% об. начинают постепенную дозировку воздуха (до 100%) в азот в сепараторе С-4 и постепенный подъем температуры в печи П-2 до 510°С. Продолжительность цикла регенерации - до 120 часов.

Заявляемое изобретение может быть проиллюстрировано следующими примерами.

Пример 1

По описанной технологической схеме (рис. 1) в условиях: температура 380°С, давление 0,8 МПа, объемная скорость подачи сырья (по жидкости) 1,5 час^-1 из 14800,0 кг/час бензиновой фракции, выкипающей в пределах 38-165°С, 200,0 кг/час изобутана и 3750,0 кг/час метанола при контакте с цеолитсодержащим катализатором в трех зонах адиабатического реактора при температуре на выходе из каждой зоны лишь на 4-5°С ниже температуры на входе в зону получают 14550,0 кг/час стабильного бензина с содержанием бензола 0,85% мас. и октановым числом 94 пункта по исследовательскому методу, 1391,0 кг/час фракции С₃-С₄, 2109,4 кг/ч водного конденсата и 699,6 кг/час газовой сдувки, направляемой в топливную сеть.

Пример 2

По описанной технологической схеме (рис. 1) в условиях: температура 300°С, давление 1,8 МПа, объемная скорость подачи сырья (по жидкости) 2 час^-1 из 14600,0 кг/час бутан - бутиленовой фракции (состав, % мас.: пропан - 1,0; пропилен - 1,0; изобутан - 8,0; н-бутан - 28,0; бутены - 62,0; сумма олефинов - 63,0), 400,0 кг/час изобутана и 3750,0 кг/час диметилового эфира при контакте с цеолитсодержащим катализатором в четырех зонах адиабатического реактора при температуре на выходе из каждой зоны лишь на 5-8°С выше температуры на входе в зону получают 12020,0 кг/час стабильного бензина с содержанием бензола менее 0,1% мас. и октановым числом 97,5 пункта по исследовательскому методу, 3427,0 кг/час фракции С₃-С₄, 1467,4 кг/час водного конденсата и 1835,6 кг/час газовой сдувки, направляемой топливную сеть.

Пример 3

По описанной технологической схеме (рис. 2) в условиях: температура 260°С, давление 4,2 МПа, объемная скорость подачи сырья (по жидкости) 1 час^-1 из 14900,0 кг/час пропан - пропиленовой фракции (состав, % мас.: пропан - 30,0, пропилен - 70,0), 100,0 кг/час изобутана и 3750,0 кг/час смеси метанола и диметилового эфира (1:1 по массе) при контакте с цеолитсодержащим катализатором в изотермическом реакторе с отводом тепла из реакционного пространства при температуре на выходе из реактора лишь на 2-3°С выше температуры на входе в реактор получают 12480,0 кг/час дизельной фракции (170-270°С) с цетановым числом 34,0 (до гидроочистки) и 53,0 (после гидроочистки), 3350,0 кг/час бензиновой фракции (38-170°С), 920,0 кг/час фракции С₃-С₄, 1790,4 кг/час водного конденсата и 209,6 кг/час газовой сдувки, направляемой в топливную сеть.

Так как в данном примере целевым стабильным продуктом колонны К-1 является дизельная фракция, полученная олигомеризацией олефинсодержащего сырья (пропан - пропиленовой фракции), то, образующаяся в процессе бензиновая фракция, выводится боковым погоном колонны К-1 и после подогрева направляется на рецикл в реактор Р-1 или Р-2 (на схеме не показано).

Пример 4

По описанной технологической схеме (рис. 3) в условиях: температура 520°С, давление 0,8 МПа, объемная скорость подачи сырья (по жидкости) 1 час^-1 из 11000,0 кг/час пропан-бутановой фракции (состав, % мас.: пропан - 50,0, бутан - 50,0), 3000,0 кг/час изобутана и 4750,0 кг/час смеси спиртов С₂-С₄ (этанол: изопропанол: бутанол - 1:1:1 по массе) при контакте с цеолитсодержащим катализатором в изотермическом реакторе с подводом тепла в реакционное пространство при температуре на выходе из реактора лишь на 3-4°С ниже температуры на входе в реактор получают 11550,0 кг/час концентрата ароматических углеводородов, 320,0 кг/час фракции С₃-С₄, 1425,0 кг/час водного конденсата и 5455,0 кг/час газовой сдувки, направляемой в топливную сеть.

Поскольку целевым продуктом данного примера является концентрат ароматических углеводородов, то типовая схема (рис. 3) дорабатывается следующим образом.

Парофазный поток из трехфазного сепаратора С-1 направляется в адсорбер, расположенный после компрессора на линии циркуляции газообразных продуктов реакции. Из адсорбера выводят обедненный углеводородами С₅₊ (преимущественно ароматическими углеводородами, в частности бензолом и толуолом) парофазный поток, содержащий водород и углеводороды С₁-С₄, который направляется на рецикл в реактор Р-1 или Р-2. Степень извлечения углеводородов С₅₊ из парофазного потока в предпочтительном случае не ниже 95% за полный цикл адсорбции.

Ароматические и неароматические (обычно не более 1,0% мас.) углеводороды (поток IX из колонны К-1) разделяют методами абсорбции, и/или адсорбции, и/или экстрактивной ректификации (дистилляции) в блоке разделения ароматических и неароматических углеводородов (на схеме не показан). Содержание неароматических углеводородов в составе ароматических после блока разделения не превышает 1000 ppm. После блока разделения ароматические углеводороды могут быть разделены в ректификационной колонне К-3 (на схеме не показана) на индивидуальные углеводороды (бензол, толуол, ксилолы, ароматика С₉, нафталин и т.д.), а жидкие неароматические углеводороды выводятся из установки как товар.

В данном примере из образовавшихся 11550,0 кг/час концентрата ароматических углеводородов в колонне К-3 можно получить (% мас.): бензол 20-24; толуол 32-34; сумма ксилолов 24-27; этилбензол 2-3; ароматика С₉ 3-4; нафталин 5-7; метилнафталины 5-7; остальное 1.

Пример 5

По описанной технологической схеме (рис. 3) в условиях: температура 500°С, давление 0,5 МПа, объемная скорость подачи сырья (по жидкости) 2 час^-1 из 14500,0 кг/час пентан - гексановой фракции (состав, % мас.: пентан - 50,0, гексан - 50,0), выделенной из ШФЛУ, 500,0 кг/час изобутана и 3750,0 кг/час метанола при контакте с цеолитсодержащим катализатором в изотермическом реакторе с подводом тепла в реакционное пространство при температуре на выходе из реактора лишь на 2-3°С ниже температуры на входе в реактор получают 12300,0 кг/час концентрата ароматических углеводородов, 1100,0 кг/час фракции С₃-С₄, 2109,4 кг/час водного конденсата и 3240,6 кг/час газовой сдувки, направляемой в топливную сеть.

Поскольку сырьем данного примера является ШФЛУ, а целевым продуктом процесса является концентрат ароматических углеводородов, то типовая схема (рис. 3) дорабатывается следующим образом.

Если ШФЛУ содержит в себе соединения серы, то установка включает блок, состоящий хотя бы из одного реактора, для удаления соединений серы с использованием полученного в процессе водородсодержащего газа из хотя бы части углеводородного сырья C₁-С₁₀, в который направляют нагретое сырье, из реактора выводят поток очищенного от серы сырья и направляют его в нагреватель сырья изотермического реактора. В данном случае предпочтительным является очистка всего потока ШФЛУ, чтобы от серы были очищены все образующиеся в дальнейшем продукты переработки ШФЛУ.

Пентан-гексановую фракцию, которую необходимо подвергнуть полной ароматизации, выделяют боковым погоном в ректификационной колонне К-2 (на схеме не показана) и эту фракцию направляют в реактор на ароматизацию.

Очистку отходящего из реактора газа и очистку и разделение полученных ароматических углеводородов осуществляют также, как в примере 4.

Парофазный поток из трехфазного сепаратора С-1 направляется в адсорбер, расположенный после компрессора на линии циркуляции газообразных продуктов реакции. Из адсорбера выводят обедненный углеводородами С₅₊ (преимущественно ароматическими углеводородами, в частности бензолом и толуолом) парофазный поток, содержащий водород и углеводороды C₁-С₄, который направляется на рецикл в реактор Р-1 или Р-2. Степень извлечения углеводородов С₅₊из парофазного потока в предпочтительном случае не ниже 95% за полный цикл адсорбции.

Ароматические и неароматические (обычно не более 1,0% мас.) углеводороды (поток IX из колонны К-1) разделяют методами абсорбции, и/или адсорбции, и/или экстрактивной ректификации (дистилляции) в блоке разделения ароматических и неароматических углеводородов (на схеме не показан). Содержание неароматических углеводородов в составе ароматических после блока разделения не превышает 1000 ppm. После блока разделения ароматические углеводороды могут быть разделены в ректификационной колонне К-3 (на схеме не показана) на индивидуальные углеводороды (бензол, толуол, ксилолы, ароматика С₉, нафталин и т.д.), а жидкие неароматические углеводороды выводятся из установки как товар.

В данном примере из образовавшихся 12300,0 кг/час концентрата ароматических углеводородов в колонне К-3 можно получить (% мас.): бензол 18-25; толуол 30-40; сумма ксилолов 14-22; этилбензол 1-2; ароматика С₉ 4-5; нафталин 2-5; метилнафталины 3-6; остальное 1.