Селективное гидрирование ацетиленов и диенов в углеводородном потоке



Селективное гидрирование ацетиленов и диенов в углеводородном потоке
Селективное гидрирование ацетиленов и диенов в углеводородном потоке

Владельцы патента RU 2325429:

КАТАЛИТИК ДИСТИЛЛЕЙШН ТЕКНОЛОДЖИЗ (US)

Изобретение относится к способу гидрирования ацетиленов и диенов в потоке (варианты), содержащем водород, метан, С2-С6 олефины и парафины, С2-С6 ацетилены и диены, бензол, толуол, ксилолы и другие С6+ компоненты, и включает пропускание указанного потока через катализатор гидрирования, содержащийся в работающем при температуре кипения реакторе с нисходящим потоком, где реактор работает при температуре кипения смеси в реакторе и теплота реакции поглощается кипящей жидкостью и где часть ацетиленов и диенов превращают в соответствующие олефины и парафины с тем же числом атомов углерода; разделение жидкости и пара в потоке, выходящем из указанного работающего при температуре кипения реактора с нисходящим потоком, и рециклирование части жидкости в верхнюю часть указанного работающего при температуре кипения реактора с нисходящим потоком; подачу пара в указанном выходящем потоке в колонну для разделения С5/С6, где C5 и более легкое вещество отбирают в виде верхнего погона, а С6 и более тяжелое вещество отбирают в виде нижнего погона, а также отбирают из указанной колонны для разделения С5/С6 боковой погон и подают в верхнюю часть указанного работающего при температуре кипения реактора с нисходящим потоком. Вариант данного способа предусматривает также наличие следующих стадий: поддержания количества рециркулирующей жидкости таким, чтобы обеспечить полное смачивание катализатора во всех положениях внутри указанного работающего при температуре кипения реактора с нисходящим потоком; регулирования стационарного состава жидкости, протекающей в указанном работающем при температуре кипения реакторе с нисходящим потоком, с помощью выбора расположения места отбора указанного бокового погона по высоте указанной колонны для разделения С5/С6. Приемение данного способа позволяет эффективно контролировать температуру внутри слоя катализатора. 2 н. и 4 з.п. ф-лы, 2 ил., 1 табл.

 

Область, к которой относится изобретение

Настоящее изобретение относится к способу селективного гидрирования ацетиленов и диенов в углеводородном потоке. Более конкретно, изобретение относится к селективному гидрированию ацетиленов и диенов в углеводородном потоке, содержащем водород, олефины и меньшие количества ацетиленов и диенов, с использованием работающего при температуре кипения реактора с нисходящим потоком.

Уровень техники

Поток парообразного продукта из системы охлаждения углеводородного потока крекинг-установки в типичном случае состоит из водорода, метана, С2-С6 олефинов и парафинов, С2-С6 ацетиленов и диенов, бензола, толуола, ксилола и других С6+ компонентов. Отделение и удаление продуктов с соответствующим числом атомов углерода обычно осуществляют в системе последовательной дистилляции после первого отделения водорода от метана в системе холодной камеры высокого давления. Конструкция системы дистилляции осложняется тем обстоятельством, что различия в относительной летучести олефинов, ацетиленов и диенов с одинаковым числом атомов углерода являются незначительными, затрудняя получение чистых олефиновых продуктов. Один способ решения данной проблемы заключается в разделении на первой стадии фракций с одинаковым числом атомов углерода в каждой и затем в селективном гидрировании каждой фракции для конвертирования ацетилена и/или диена в соответствующий олефин или парафин. Данный так называемый ″концевой″ подход требует отдельной системы гидроочистки для каждой фракции с одинаковым углеродным числом, а также добавления необходимого количества водорода к каждой системе. Альтернативный способ состоит в гидроочистке потока поступающего вещества перед разделением с использованием содержащегося водорода в качестве источника водорода для конверсии. Данный так называемый ″фронтальный″ подход обладает преимуществом, заключающимся в удалении значительной части водорода из потока вещества, поступающего в холодную камеру, тем самым уменьшая размер и требования к охлаждению холодной камеры.

КРАТКОЕ ИЗЛОЖЕНИЕ ИЗОБРЕТЕНИЯ

Настоящее изобретение предлагает ″фронтальную″ систему гидроочистки, которая позволяет эффективно контролировать температуру внутри слоя катализатора, который гидрирует ацетилены и диены в потоке, содержащем водород, метан, С2-С6 олефины и парафины, С2-С6 ацетилены и диены, бензол, толуол, ксилолы и другие С6+ компоненты. Изобретение использует работающий при температуре кипения реактор с нисходящим потоком, в котором теплота реакции поглощается жидкостью в реакторе с получением пара. Помимо сырья для реактора имеется рециркулирующий поток, который подают с расходом, достаточным для того, чтобы обеспечить смачивание частиц катализатора. Третий поток, который отбирают из нижней части дистилляционной колонны, подают для того, чтобы обеспечить пополнение массы, в соответствии с массой, испаряемой в реакторе. Состав данного третьего потока контролирует стационарный состав жидкости, протекающей через реактор. Состав данного потока можно регулировать, выбирая место дистилляционной колонны с нисходящим потоком, в котором отбирается поток. Чем ниже место отбора погона в колонне, тем выше температура кипения компонентов в третьем потоке. Стационарный состав жидкости, протекающей через реактор, вместе с давлением определяют температурный профиль реактора.

В ″работающем при температуре кипения реакторе″ всегда сохраняется жидкая фаза, даже если реакционные компоненты испаряются экзотермическим теплом реакции. В любой реакции, в которой вероятно, что реакционный поток будет испаряться, для сохранения жидкой фазы можно добавить инертный более высококипящий компонент.

КРАТКОЕ ОПИСАНИЕ ЧЕРТЕЖЕЙ

Фиг.1 представляет собой блок-схему в схематичной форме одного из вариантов осуществления изобретения.

Фиг.2 является графическим представлением температурного профиля в типичном реакторе по настоящему изобретению.

ПОДРОБНОЕ ОПИСАНИЕ ПРЕДПОЧТИТЕЛЬНОГО ВАРИАНТА ОСУЩЕСТВЛЕНИЯ

Катализаторы, которые применимы для селективного гидрирования ацетиленов и диенов, включают оксид палладия, нанесенный на оксид алюминия. Один из таких катализаторов содержит 0,34 мас.% палладия, нанесенного на сферы с размером 1/8 дюйма, которые называются G68С и поставляются компанией (ранее United Catalyst Inc.). Другой катализатор включает 0,5 мас.% палладия, нанесенного на сферы с размером 8-12 меш, которые называются E144SDU и поставляются компанией Calcicat, Catalyst and Performance Chemicals Division, Mallinckrodt, Inc. Для достижения лучших результатов катализатор может быть в виде структурированной насадки, как описывается в находящемся в совместном владении патенте США № 5730843. Однако катализатор можно просто загружать в реактор.

Со ссылкой на фиг.1 селективное гидрирование ацетиленов и диолефинов в углеводородном потоке, содержащем значительно большие количества (по молям) водорода и олефинов по сравнению с ацетиленами и диолефинами, осуществляют в работающем при температуре кипения реакторе с нисходящим потоком. Работающий при температуре кипения реактор с нисходящим потоком, показанный в виде колонны 10, представляет собой вертикально расположенный реактор, содержащий гранулированный катализатор в виде структурированной насадки 12. Поток газообразного сырья подают посредством поточной линии 101 в верхнюю часть колонны 10. Кроме того, в верхнюю часть реактора по поточной линии 104 подают жидкость, которая представляет собой смесь рециркулирующего потока в поточной линии 102 и потока в поточной линии 103, полученного из дистилляционной колонны 40, как более конкретно описывается ниже. Потоки газа и жидкости одновременно протекают вниз через колонну, причем режим потока является постоянным по газу. Одновременный поток газа и жидкости исключает возможность неконтролируемой реакции.

Реактор 10 работает адиабатически, так что теплота реакции компенсируется предпочтительным испарением более легких компонентов жидкой фазы. Выходящий поток из реактора по поточной линии 105 подают в сепаратор паровой и жидкой фазы 20, где разделяют пар и жидкость. Теплосодержание пара в поточной линии 106 включает теплоту реакции, генерируемой в реакторе 10, в то время как массовый расход равен объединенным потокам в поточных линиях 101 и 103, исключая часть потока 107, описанную ниже. Жидкость по поточной линии 102 вновь подают в верхнюю часть реактора 10. Расход в поточной линии 102 является переменной величиной, и ее поддерживают, по меньшей мере, достаточной для того, чтобы обеспечить полное смачивание частиц катализатора во всех положениях в реакторе 10. Поток в поточной линии 103 обеспечивает пополнение массы, соответствующее массе, испаряемой в реакторе, которая уходит из системы реактора в виде части потока по поточной линии 106. Состав потока в поточной линии 103 контролирует стационарный состав жидкости, протекающей через реактор 10. Это важный рабочий параметр, который в сочетании с давлением в реакторе определяет температурный профиль реактора. Часть потока отбирают поточной линией 107 для контроля запаса жидкости в сосуде сепаратора паровой и жидкой фазы 20.

Колонна 40 представляет собой колонну для разделения С5/С6. Сырье для колонны представляет собой пар из сепаратора 20, поступающий по поточной линии 106. Его нагревают посредством косвенного теплообмена в теплообменнике 30 рециркулирующим потоком в поточной линии 103. Колонна 40 предназначена для получения фракции парового дистиллята посредством поточной линии 108, который по существу не содержит С6+ компонентов, и жидкого продукта нижнего погона в поточной линии 109, который по существу не содержит С5- и более легких компонентов. Верхние погоны отбирают посредством линии 130 и пропускают через парциальный конденсатор 50, где конденсируются более тяжелые компоненты. Верхние погоны собирают в сборнике-сепараторе 60, из которого жидкие углеводороды отводят посредством поточной линии 120 и возвращают в колонну 40 в виде флегмы. Воду удаляют посредством поточной линии 110. Как указано выше, продукт дистиллята удаляют посредством поточной линии 108.

Положение отбора или тарелка колонны отбора рециркулирующего потока в поточную линию 103 является рабочей переменной. Сдвиг положения отбора дополнительно вниз колонны увеличивает содержание более высококипящих компонентов в потоке. Минимального рабочего давления для реактора 10 при фиксированном температурном профиле достигают, когда погон отбирают из нижней части колонны 40.

ПРИМЕР

Сырье для системы, изображенной на фиг.1, представляет собой парообразный продукт из охлаждающей башни производящей олефины паровой крекинг-установки после сжатия и удаления кислотных газов (СО2 и H2S). В реактор загружают примерно 14000 фут3 структурированной насадки, загруженной катализатором гидрирования. Диаметр слоя составляет примерно 15 футов, а длина 70 футов. Рабочие условия реактора: давление в верхней/нижней части реактора 250/240 фунт/кв. дюйм абс.; расход рециркулирующей жидкости (потока в поточной линии 102) 4000000 фунт/час; часть потока в поточной линии 107 2243 фунт/час. Дистилляционная колонна 40 представляет собой колонну с конфигурацией: верхняя секция 20 тарелок (теоретических), диаметр 16,4 футов, нижняя секция 20 тарелок (теоретических), диаметр 10,5 футов. Расчетные условия для дистилляционной колонны 40: флегмовое число 0,18; температура флегмы 136°F, давление конденсатора составляет 238 фунт/кв. дюйм абс.; падение давления в колонне равно 2 фунт/кв. дюйм; боковой погон из нижней части; температура декантатора 84°F. Результаты по тепловому и материальному балансу даны в таблице 1. Температурный профиль реактора дается на фиг.2.

Таблица 1

ТЕПЛОВОЙ И МАТЕРИАЛЬНЫЙ БАЛАНС
 101102103104105106107108109110
Температура F132221,4241,4222,8221,4221,4221,483,7405,983,7
Давление фунт/кв.дюйм250250250250240240240238240238
Паровая фракция10000,3791027809,500
Мольный расход

фунт моль/час		29994,652453,13537,955991,084546,932064,429,4757208578,6167,8
Массовый расход

фунт/час		808116,040000002900004290000509812010958702243615020478853022
Объемный расход

фут3/час		718016,694069667710074899597690185353-115,6132349
Энтальпия MMBtu/час

(MMBtu-миллион британских тепловых единиц)		-37,8-34,5-1,4-35,9-73,7-39,20,0 6,0-20,6
Массовый расход

фунт/час		       6360  
Н29260,11190119647963600154100
CO1540,958058159915410 00
Метан118468,5928609286127755118463511846800
Ацетилен4280,820302039787750775000
Этилен242593,7499520499522939002439202824394800
Этан52743,414705014705700455533285534000
Метилацетилен5139,066606661410744074400
Пропадиен5197,5258302583574331581316000
Пропилен141595,4872810872812331961458664914591500
Пропан4006,43996039961055665582656000
Бутадиен40018,26172061721055743823438500
Трет-бутен15317,0235030235033882015304131531700
1-Бутен15672,96951106951112164152091395213000
Цис-2-бутен15148,4251801251814033015136141514900
Изобутен15705,2205250205253623015694121570500
Изобутан6571,87591075911416365684657200
Бутан6368,8102120102121710468866689200
1-Пентен37318,514091223561432681904494945779469782030
Гексан10179,24713676483153619854637774746264166985090
Октан1895,823038769982373862392818764129018950
Бензол27486,71826330167100199343020209201935601024227272580
Толуол7304,77820272910781113381843735971439073030
м-Ксилол54,993521579509956520750550
о-Ксилол41,576181127729777114940420
п-Ксилол58,99860170100291008922360590
Этилбензол72,511603215118181189228270073
Стирол34,06293906383641712140340
Вода4266,7112997113061557342686124413022
ПД8127,771526742966250022230
Изопрен7499,262229651808185015430
Гексадиен4147,585000110449604498172131244865714720
Гексен0,0561077337634446551293743111309390
Пентан0,01896541919384253886412115967370

1. Способ гидрирования ацетиленов и диенов в потоке, содержащем водород, метан, C2-C6, олефины и парафины, С2-С6 ацетилены и диены, бензол, толуол, ксилолы и другие С6+ компоненты, включающий пропускание указанного потока через катализатор гидрирования, содержащийся в работающем при температуре кипения реакторе с нисходящим потоком, где реактор работает при температуре кипения смеси в реакторе и теплота реакции поглощается кипящей жидкостью и где часть ацетиленов и диенов превращают в соответствующие олефины и парафины с тем же числом атомов углерода; разделение жидкости и пара в потоке, выходящем из указанного работающего при температуре кипения реактора с нисходящим потоком, и рециклирование части жидкости в верхнюю часть указанного работающего при температуре кипения реактора с нисходящим потоком; подачу пара в указанном выходящем потоке в колонну для разделения C5/C6, где C5 и более легкое вещество отбирают в виде верхнего погона, а С6 и более тяжелое вещество отбирают в виде нижнего погона, а также отбирают из указанной колонны для разделения С5/С6 боковой погон и подают в верхнюю часть указанного работающего при температуре кипения реактора с нисходящим потоком.

2. Способ по п.1, где количество рециркулирующей жидкости поддерживают достаточным для того, чтобы полностью смочить катализатор во всех положениях внутри указанного работающего при температуре кипения реактора с нисходящим потоком.

3. Способ по п.1, где стационарный состав жидкости, протекающей в указанном работающем при температуре кипения реакторе с нисходящим потоком, регулируют за счет расположения места отбора указанного бокового погона по высоте указанной колонны для разделения C5/С6.

4. Способ по п.3, где указанный боковой погон отбирают из нижней части указанной колонны для разделения C5/C6.

5. Способ гидрирования ацетиленов и диенов в потоке, содержащем водород, метан, С2-С6 олефины и парафины, С5-С6 ацетилены и диены, бензол, толуол, ксилолы и другие С6+ компоненты, включающий стадии

(a) пропускания указанного потока через катализатор гидрирования, содержащийся в работающем при температуре кипения реакторе с нисходящим потоком, где реактор работает при температуре кипения смеси в реакторе и теплота реакции поглощается кипящей жидкостью и где часть ацетиленов и диенов превращают в соответствующие олефины и парафины с тем же числом атомов углерода;

(b) разделения жидкости и пара, содержащихся в выходящем потоке из указанного работающего при температуре кипения реактора с нисходящим потоком;

(c) возвращения части отделенной жидкости в верхнюю часть указанного работающего при температуре кипения реактора с нисходящим потоком;

(d) поддержания количества рециркулирующей жидкости таким, чтобы обеспечить полное смачивание катализатора во всех положениях внутри указанного работающего при температуре кипения реактора с нисходящим потоком;

(e) подачи пара из указанного выходящего потока в колонну для разделения С5/С6, где C5 и более легкие вещества отбирают в виде верхнего погона, а С6 и более тяжелые вещества отбирают в виде нижнего погона;

(f) отбора бокового погона из указанной колонны для разделения С5/С6 и подачи указанного бокового погона в верхнюю часть указанного работающего при температуре кипения реактора с нисходящим потоком; и

(g) регулирования стационарного состава жидкости, протекающей в указанном работающем при температуре кипения реакторе с нисходящим потоком, с помощью выбора расположения места отбора указанного бокового погона по высоте указанной колонны для разделения C5/C6.

6. Способ по п.5, где указанный боковой погон отбирают из нижней части указанной колонны для разделения С5/С6.



 

Похожие патенты:

Изобретение относится к способу получения олефинов, в частности к способу обработки газообразного сырья, обеспечивающему более эффективное получение конечного продукта и переработку побочных продуктов.

Изобретение относится к вариантам способа селективного гидрирования. Один из вариантов подразумевает селективное гидрирование диолефинов и соединений серы, содержащихся в пиролизном бензине в качестве исходного материала, характеризующемся некоторой концентрацией диолефинов и некоторой концентрацией органических соединений серы. Причем указанный способ включает: подачу потока углеводородов, который включает указанный пиролизный бензин в качестве исходного материала, в реактор, который имеет единственную секцию стадии реакции гидроочистки, загруженную высокоактивным катализатором гидроочистки, и который работает в условиях селективного гидрирования, в котором указанный поток углеводородов вступает в контакт с указанным высокоактивным катализатором гидроочистки, где указанные условия селективного гидрирования включают температуру на входе в указанный реактор в диапазоне от 100°C до 260°C, рабочее давление в реакторе от 10 бар абс. до 100 бар абс. и среднечасовую скорость подачи сырья в диапазоне от 0,2 до 40 ч-1; отведение из указанного реактора выходящего потока, характеризующегося сниженной концентрацией диолефинов и сниженной концентрацией соединений серы; разделение указанного выходящего из реактора потока на некоторую часть указанного выходящего из реактора потока и оставшуюся часть указанного выходящего из реактора потока; и подачу указанной некоторой части указанного выходящего из реактора потока в указанный реактор в качестве рециркулируемого потока, где весовое отношение указанного рециркулируемого потока к указанному потоку углеводородов превышает 1:1, в котором указанная концентрация диолефинов превышает 3% вес., указанная сниженная концентрация диолефинов составляет менее 10 весовых частей на миллион, и в котором указанная концентрация органических соединений серы превышает 50 весовых частей на миллион и указанная сниженная концентрация органических соединений серы составляет менее 3 весовых частей на миллион, и в котором указанный выходящий из реактора поток на выходе из указанного реактора характеризуется содержанием ароматических соединений, по меньшей мере, 90% вес. от содержания ароматических соединений на входе в реактор. Использование предлагаемого изобретения позволяет свести к минимуму полимеризацию компонентов с высокой реакционной способностью и насыщение ароматических соединений пиролизного бензина как исходного материала. 2 н. и 11 з.п. ф-лы, 2 табл., 2 ил.

Изобретение относится к способу конверсии тяжелого углеводородного сырья. В способе применяется установка каталитического крекинга (FCC), за которой идет одна или несколько установок селективного гидрирования. В способе сырье для установки селективного гидрирования состоит из фракции тяжелого дистиллята, выходящей с FCC, называемой фракцией HCO, состоящей из триароматических соединений более чем на 60 вес.% и характеризующейся интервалом температур кипения от 320°C до 490°C, предпочтительно от 360°C до 440°C. Селективно обработанную фракцию HCO повторно вводят в реакционную зону установки FCC. Установка селективного гидрирования работает при давлении от 15 до 50 бар и при температуре в интервале от 325°C до 360°C в присутствии катализатора гидрообработки, содержащего от 1 до 10 вес.% никеля, предпочтительно от 1 до 5 вес.% никеля (выражено на оксид никеля NiO) в комбинации с 1-30 вес.% молибдена, предпочтительно 5-20 вес.% молибдена (выражено на оксид молибдена MoO3) на подложке из оксида алюминия. Технический результат: улучшение производительности и селективности по среднему дистилляту. 5 з.п. ф-лы, 1 ил., 3 пр., 8 табл.

Изобретение относится к вариантам способа конверсии тяжелого углеводородного сырья, обладающего большой гибкостью в отношении получения пропилена, бензина и среднего дистиллята. Один из вариантов включает следующие стадии, когда способ осуществляют в режиме "макси-пропилен": a) стадию каталитического крекинга (FCC) тяжелой фракции, дающую фракцию бензина С5-220°С, когда FCC ориентирован на получение бензина, и С5-150°С, когда FCC ориентирован на получение среднего дистиллята; b) стадию селективного гидрирования (SHU) бензиновой фракции, поступающей с установки каталитического крекинга (FCC), осуществляемую в следующих условиях: давление от 0,5 до 5 МПа, температура от 80°С до 220°С, с часовым объемным расходом жидкости (LHSV) от 1 до 10 ч-1, причем часовой объемный расход жидкости выражен в литрах сырья на литр катализатора в час (л/л⋅ч); c) стадию разделения дистилляцией (SPLIT) бензина, выходящего со стадии b), позволяющую разделить две фракции: фракцию легкого бензина C5-Pf и фракцию тяжелого бензина Pf-220°С, причем температура Pf, являющаяся разграничительной между легким бензином и тяжелым бензином, составляет от 50°С до 150°С, предпочтительно от 50°С до 100°С, еще более предпочтительно от 50°С до 80°С; d) стадию очистки (PUR) легкого бензина C5-Pf, выходящего со стадии с), для удаления азота до содержания менее 1 ч./млн по массе, предпочтительно менее 0,2 ч./млн по массе; e) стадию олигомеризации (OLG) легкого бензина C5-Pf, выходящего со стадии очистки (PUR), причем рабочие условия на указанной стадии олигомеризации (OLG) следующие: температура от 60°С до 350°С, предпочтительно от 100°С до 300°С, еще более предпочтительно от 120°С до 250°С, давление от 1 до 10 МПа (1 МПа=106 паскалей), предпочтительно от 2 до 8 МПа, еще более предпочтительно от 3 до 6 МПа, катализаторы на основе алюмосиликата, или аморфного алюмосиликата, или полимера органической кислоты, или цеолитов, предпочтительно катализаторы на основе алюмосиликата, или аморфного алюмосиликата, или полимера органической кислоты, предпочтительно типа сульфосмол; f) стадию разделения олигомеров, полученных на выходе со стадии е), позволяющую выделить, по меньшей мере, 2 фракции: фракцию бензина С5-150°С, фракцию дистиллята 150°С+, причем способ, действующий в режиме "макси-пропилен", отличается тем, что бензиновую фракцию С5-150°С и фракцию дистиллята 150°С+, выходящие со стадии разделения олигомеров, возвращают в FCC. Другие варианты относятся к «макси-бензину» и «макси-дистилляту». Использование настоящего изобретения позволяет повысить продолжительность цикла катализатора олигомеризации. 3 н. и 4 з.п. ф-лы, 1 ил., 8 табл., 5 пр.
© Патентный поиск, поиск патентов на изобретения - FindPatent.RU 2012-2024
Политика конфиденциальности 2003-03-12 2013-03-20T14:41:41
Наверх