Способ получения олефиновых углеводородов

Изобретение относится к способу получения олефиновых углеводородов дегидрированием парафиновых углеводородов в кипящем слое пылевидного алюмохромового катализатора, циркулирующего в системе реактор-регенератор, включающему испарение парафинсодержащего сырья, состоящего из смеси свежего и рециклового потоков парафиновых углеводородов, нагрев полученных паров за счет теплоты контактного газа и их перегрев в печи с последующим направлением на дегидрирование. Способ включает также охлаждение контактного газа дегидрирования в котле-утилизаторе с получением вторичного водяного пара за счет испарения водного конденсата, а также в скруббере, орошаемом водой, компримирование охлажденного контактного газа, конденсацию и выделение полученных олефиновых углеводородов и непрореагировавших парафиновых углеводородов. Способ характеризуется тем, что пары сырья нагревают до температуры 150-180°С в теплообменном аппарате, установленном после котла-утилизатора (15), при этом дегидрирование проводят при объемной скорости подачи сырья 120-200 час^-1, температуре 530-600°С и линейной скорости контактного газа на выходе из кипящего слоя 0,5 м/с и выше. Техническим результатом предлагаемого изобретения является повышение производительности установок дегидрирования парафиновых углеводородов С₃-С₅, увеличение выходов олефиновых углеводородов и снижение расхода катализатора. 3 з.п. ф-лы, 1 ил., 2 табл., 10 пр.

 

Изобретение относится к области нефтехимии, в частности к процессам получения олефиновых углеводородов, используемых в производствах синтетических каучуков, пластмасс, высокооктановых компонентов бензина и других важных органических продуктов.

Известен способ получения олефиновых углеводородов путем дегидрирования соответствующих парафиновых углеводородов в системе реактор-регенератор с движущимся крупнозернистым катализатором (Я.Я. Кирнос, О.Б. Литвин «Современные промышленные методы синтеза бутадиена». Аналитические сопоставительные обзоры ЦНИИТЭНефтехим, серия «Производство синтетических каучуков». М., 1967, с. 81).

Недостатком известного способа является сложное аппаратурное оформление реакторного узла и невозможность создания установок большой производительности в связи с трудностями организации циркуляции крупнозернистого катализатора в системе реактор-регенератор.

Близким по технической сущности к предлагаемому является способ дегидрирования н-бутана в бутилены в системе реактор-регенератор с кипящим слоем мелкодисперсного алюмохромового катализатора (И.И. Юкельсон, «Технология основного органического синтеза». М.: Издательство «Химия», 1968, стр. 180). По этому способу сырье - бутановая фракция - поступает в жидком виде в межтрубное пространство кожухотрубного теплообменника-испарителя на испарение за счет теплоты контактного газа дегидрирования. Далее пары сырья подаются в трубное пространство кожухотрубного теплообменника-подогревателя, где подогреваются также теплом контактного газа до температуры 275°С и затем направляются в трубчатую печь, в которой перегреваются до температуры 530-550°С. Из печи перегретые пары н-бутана при давлении 0,15 мПа подаются в реактор с кипящим слоем катализатора. Дегидрирование проводят при температуре 580°С. Контактный газ дегидрирования, выходящий из реактора, используется в качестве теплоносителя для испарения жидкого сырья и подогрева паров сырья. При этом контактный газ проходит противоточно парам сырья сначала в межтрубном пространстве теплообменника-подогревателя паров, а затем в трубном пространстве теплообменника-испарителя. Далее охлажденный контактный газ поступает в скруббер водной отмывки и охлаждения контактного газа и направляется на выделение бутиленов.

Недостатком известного способа является использование в теплообменнике-испарителе в качестве теплоносителя контактного газа, загрязненного катализаторной пылью, унесенной из кипящего слоя, а также склонными к конденсации в условиях работы испарителя высококипящими углеводородами, образующимися в процессе дегидрирования. Быстрое загрязнение теплопередающей поверхности теплообменника-испарителя отложениями катализатора и смол определяет ненадежность и неэффективность узла испарения сырья и, как следствие, нестабильность работы установки в известном способе. Требуется дублирующая система испарения сырья для возможности частой чистки теплообменников без останова производства. Кроме того, подача загрязненного контактного газа также и в межтрубное пространство теплообменника-подогревателя приводит к ухудшению теплопередачи также и в теплообменнике-подогревателе при практической невозможности очистки от отложений межтрубного пространства теплообменника-подогревателя.

Наиболее близкими по технической сущности и достигаемому результату является способ получения бутиленов дегидрированием н-бутана и способ получения изоамиленов дегидрированием изопентана в кипящем слое мелкодисперсного алюмохромового катализатора, циркулирующего в системе реактор-регенератор, включающие приготовление исходного сырья смешением свежего и рециклового потоков соответствующих парафиновых углеводородов в жидком виде, испарение исходного сырья в испарителе, обогреваемом горячей технологической водой, нагрев полученных паров сырья в закалочных змеевиках, располагаемых в сепарационной зоне реактора, за счет теплоты контактного газа до температуры 130-160°С и их перегрев в змеевиках печи до температуры 500-550°С за счет теплоты сгорания подаваемого в печь газообразного топлива с последующим направлением перегретых паров сырья в реактор на дегидрирование, осуществляемое при температуре 530-590°С, давлении в реакторе 0,125 мПа и объемной скорости подачи сырья 120-180 час^-1, заключающиеся также в выводе закоксованного катализатора в регенератор для выжига кокса и восстановления активности катализатора при температуре 640-650°С и давлении 0,117 мПа в присутствии воздуха, включающие также охлаждение контактного газа в котле-утилизаторе за счет испарения водного конденсата с получением вторичного водяного пара, а также в скруббере, орошаемом водой, компримирование охлажденного контактного газа, конденсацию парафин-олефиновой фракции и выделение полученных олефиновых углеводородов, а также непрореагировавших парафиновых углеводородов с направлением последних в рецикл на дегидрирование (И.Л. Кирпичников, В.В. Береснев, Л.М. Попов «Альбом технологических схем основных производств промышленности синтетического каучука», «Химия», Ленинград, 1986, стр. 8-14, 57-74).

Однако закалочные змеевики в известных способах, располагаемые в сепарационной зоне реактора, имеют низкий коэффициент теплопередачи вследствие относительно малой скорости газового потока контактного газа в зоне расположения змеевиков. В связи с этим, использование в указанном способе закалочных змеевиков для нагрева паров сырья требует размещения в ограниченном объеме сепарационной зоны реактора большой поверхности теплообмена, что определяет сложность конструкции змеевиков, их ненадежность при эксплуатации и ограничивает возможности нагрева паров сырья. Невысокая температура паров сырья после закалочных змеевиков (130-160°С) требует повышения мощности печи для дальнейшего перегрева паров сырья в известном способе (до 500-550°С), что увеличивает эксплуатационные расходы и ухудшает экологию производства при сбросе в атмосферу дымовых газов печи.

Расположение закалочных змеевиков в сепарационной зоне реактора над кипящим слоем катализатора в практических условиях осуществления процессов дегидрирования часто приводит к контактированию кипящего слоя с теплопередающей поверхностью змеевиков. Это происходит, например, при пульсациях давления в кипящем слое, неоднородном кипении и выбросах агрегатов частиц катализатора в надслоевое пространство, а также при колебаниях уровня кипящего слоя в ходе регулирования процесса и в других ситуациях. Кроме того, в сепарационной зоне реактора над закалочными змеевиками накапливается кипящий слой закоксованного катализатора содержащий преимущественно мелкие отсепарированные фракции с ограниченной рециркуляцией этой части катализатора через регенератор. Особенно это проявляется при работе установок на повышенных нагрузках по сырью, требующих увеличения количества катализатора и, соответственно, уровня кипящего слоя в реакторе. Все это приводит к охлаждению змеевиками верхней части кипящего слоя реактора, дефициту тепла для осуществления эндотермической реакции дегидрирования и необходимости восполнения этого дефицита за счет форсирования режимов работы регенератора и циркуляции катализатора в системе реактор-регенератор. При этом нарушается стабильность работы установки, снижаются показатели дегидрирования, возрастают потери катализатора.

Недостатком известных способов является также использование в теплообменнике-испарителе в качестве теплоносителя горячей воды, загрязненной катализаторной пылью и смолами, отбираемой из циркуляционного контура скруббера водной отмывки и охлаждения контактного газа. Быстрое загрязнение теплопередающей поверхности теплообменника-испарителя отложениями катализатора и смол определяет ненадежность и неэффективность узла испарения сырья в известном способе. Кроме того, работа скруббера при указанной температуре циркуляционной воды (82-98°С) сопряжена с большим уносом паров воды с контактным газом и требует больших затрат на последующую конденсацию этой воды.

К недостаткам известного способа относится также высокая температура контактного газа перед скруббером охлаждения (температура на выходе из котла-утилизатора) которая достигает 300-400°С, что требует больших расходов на охлаждение воды, циркулирующей в контуре охлаждения скруббера. При этом относительно высокие температуры контактного газа после скруббера (перед компрессором) не позволяют осуществить работу установок дегидрирования на высоких нагрузках по сырью, способствуют повышению давления в реакторе, снижают выход олефинов на разложенные парафины.

Указанные недостатки известных способов ограничивают мощность вновь создаваемых реакторов, а также делают невозможным увеличение выработки олефиновых углеводородов в действующих установках на существующем оборудовании. Стремление осуществить максимальную выработку олефиновых углеводородов за счет увеличения нагрузки реактора по сырью приводит к снижению выходов олефиновых углеводородов на пропущенное и разложенное сырье и к увеличенным потерям пылевидного катализатора. Например, при использовании катализатора ИМ-2201 потери катализатора достигают 25-30 кг на тонну олефинов.

Задачей настоящего изобретения является повышение производительности установок дегидрирования парафиновых углеводородов С₃-С₅, увеличение выходов олефиновых углеводородов и снижение расхода катализатора.

Предлагается способ получения олефиновых углеводородов дегидрированием парафиновых углеводородов в кипящем слое пылевидного алюмохромового катализатора, циркулирующего в системе реактор-регенератор, включающем испарение парафинсодержащего сырья, состоящего из смеси свежего и рециклового потоков парафиновых углеводородов, нагрев полученных паров за счет теплоты контактного газа и их перегрев в печи 7 с последующим направлением на дегидрирование, включающий также охлаждение контактного газа дегидрирования в котле-утилизаторе 15 с получением водяного пара за счет испарения водного конденсата, а также в скруббере 17, орошаемом водой, компримирование охлажденного контактного газа, конденсацию и выделение полученных олефиновых углеводородов и непрореагировавших парафиновых углеводородов.

Пары сырья нагревают до температуры 150-180°С в теплообменном аппарате, установленном после котла-утилизатора 15, а дегидрирование проводят при объемной скорости подачи сырья 120-200 час^-1, температуре 530-600°С и линейной скорости контактного газа на выходе из кипящего слоя 0,5 м/сек и выше.

При этом полученный в котле-утилизаторе 15 водяной пар направляют преимущественно на испарение парафинсодержащего сырья и/или в кипятильники колонн выделения олефиновых и непрореагировавших парафиновых углеводородов

При этом в качестве теплообменного аппарата преимущественно используют кожухотрубный теплообменник вертикального типа с подачей контактного газа в трубное пространство теплообменника.

При этом температура контактного газа на входе в котел-утилизатор 15 составляет 520-590°С.

Основными отличиями предлагаемого способа от известного являются:

- исключение использования для нагрева паров сырья закалочного змеевика 21 в реакторе 9 и, соответственно, указанных выше недостатков процессов дегидрирования, связанных с его использованием;

- увеличение температуры контактного газа на входе в котлы-утилизаторы до 520-590°С, увеличение за счет этого выработки водяного пара в котлах-утилизаторах, в том числе получение водяного пара более высоких параметров, пригодного для теплоиспользования в широком спектре потребителей установки дегидрирования и сопутствующих производств;

- использование получаемого водяного пара для испарения парафинсодержащего сырья с исключением использования горячей воды из скруббера 17;

- использование для нагрева паров сырья теплообменника на трубопроводе 5 контактного газа после котла-утилизатора 15 с увеличением температуры паров сырья до 150-180°С;

- снижение мощности печи 7 для перегрева паров сырья на входе в реактор 9 за счет более высокой температуры паров сырья на входе в печь 7.

Теплообменный аппарат - теплообменник для нагрева паров сырья в предлагаемом способе осуществления процессов дегидрирования обладает следующими преимуществами перед его аналогом - змеевиками 21 для нагрева паров сырья в прототипе:

- теплообменник имеет в несколько раз меньшее гидравлическое сопротивление по тракту паров сырья;

- теплообменник обеспечивает в несколько раз больший коэффициент теплопередачи;

- теплообменник при более компактном расположении теплообменных труб существенно превосходит змеевик 21 по конструктивным возможностям увеличения теплопередающей поверхности и практически не создает ограничений при наращении мощности реакторов дегидрирования, обладая также большей надежностью по сравнению со змеевиками.

Температура контактного газа на входе в котел-утилизатор 15 (520-590°С) в предлагаемом способе при исключении закалочного змеевика 21 в реакторе 9 определяется температурой верха кипящего слоя в реакторе дегидрирования парафиновых углеводородов (530-600°С) с учетом теплопотерь по тракту контактного газа до входа в котел-утилизатор 15 и обеспечивает максимально возможный тепловой потенциал контактного газа для его дальнейшего использования по предлагаемой схеме рекуперации тепла с учетом требований потребителей получаемого в котле-утилизаторе 15 вторичного водяного пара необходимых параметров (испаритель сырья, кипятильники колонн выделения получаемых олефиновых и непрореагровавших парафиновых углеводородов), а также с учетом открывающихся возможностей экономии топливного газа и улучшения других показателей работы печи 7 перегрева паров сырья.

Диапазон увеличения температуры паров сырья после теплообменника-подогревателя 4 и, соответственно, на входе в печь 7 (150-180°С) ограничивается условиями экономической целесообразности в условиях конкретного производства: с одной стороны - выработки водяного пара необходимого количества и параметров в котле-утилизаторе 15, а с другой стороны - величины энергетических затрат при перегреве паров сырья в печи 7.

Исключение использования для нагрева паров сырья закалочных змеевиков 21 в реакторе 9, а также замена теплоносителя в испарителе сырья (замена горячей воды из скруббера 17 на получаемый в котле-утилизаторе 15 водяной пар высоких параметров), увеличивают стабильность работы установки дегидрирования, открывают возможности для увеличения мощности установок, увеличения показателей дегидрирования и снижения расхода катализатора.

Кожухотрубный теплообменник-подогреватель 4 вертикального типа при подаче контактного газа в трубное пространство обеспечивает более высокую эффективность теплопередачи, обладает компактностью при монтаже оборудования установки дегидрирования и удобством при чистке труб от загрязнений.

Предлагаемое техническое решение обладает преимуществами перед прототипом в указанном диапазоне изменения основных параметров осуществления процессов дегидрирования парафиновых углеводородов (объемной скорости подачи сырья в реактор, температуры дегидрирования и линейной скорости контактного газа на выходе из кипящего слоя).

Величина объемной скорости подачи сырья определяется как отношение величины объемной подачи сырья в реактор в нормальных условиях (нм³/час) к объему катализатора, загружаемого в реактор (м³).

Линейная скорость контактного газа на выходе из кипящего слоя определяется как отношение количества контактного газа в рабочих условиях (м³/час) к площади поперечного сечения реактора (м²). Контактный газ на выходе из кипящего слоя содержит, кроме собственно контактного газа дегидрирования, также и вспомогательные потоки, такие, например, как азот, подаваемый в зону десорбции реактора, газовые потоки, подаваемые на транспорт циркулирующего в системе реактор-регенератор катализатора и др. При этом площадь поперечного сечения реактора определяется за вычетом поперечного сечения элементов конструкции внутренних устройств реактора.

Совокупность указанных параметров достаточна для определения критической высоты кипящего слоя в реакторе и режима его работы (С.М. Комаров, В.И. Коробов, А.Л. Цайлингольд «Модель расширения псевдоожиженного слоя», «Теоретические основы химической технологии», Том XVII, 1983, №6, с. 808). Высота кипящего слоя, также как и совокупность заявляемых параметров, является основным критерием для оценки пограничных режимов работы реактора.

Техническим результатом предлагаемого изобретения является повышение производительности установок дегидрирования парафиновых углеводородов С₃-С₅, увеличение выходов олефиновых углеводородов и снижение расхода катализатора.

На фиг. 1 изображена схема установки для дегидрирования парафиновых углеводородов С₃-С₅, иллюстрирующая предлагаемое изобретение.

Исходное сырье, представляющее собой смесь свежих парафиновых углеводородов и парафиновых углеводородов-рецикла, направляют в жидком виде по трубопроводу 1 под давлением 500-900 кПа, в испаритель 2, где испаряют и подогревают до температуры 70-100°С (во избежание конденсации в тракте испаритель - теплообменник-подогреватель) подаваемым водяным паром высоких параметров (при давлении насыщенных паров водяного пара 600-1300 кПа). Далее пары сырья направляют по трубопроводу 3 на дальнейший нагрев в межтрубное пространство кожухотрубного теплообменника-нагревателя 4, где обогревают теплом контактного газа, поступающего по трубопроводу 5 в трубное пространство теплообменника. Нагретые пары сырья выводят из теплообменника 4 при температуре 150-180°С и давлении 250-450 кПа и далее по трубопроводу 6 направляют в змеевики печи 7, где перегревают до температуры 500-550°С теплом дымовых газов от сжигания в печи 7 газообразного топлива, подаваемого по трубопроводу 8, после чего направляют в реактор 9 под кипящий слой алюмохромового катализатора на дегидрирование, осуществляемое при объемной скорости подачи сырья 120-200 час^-1 и температуре 530-600°С. Катализатор циркулирует в системе реактор-регенератор с выводом закоксованного катализатора из реактора в регенератор (на фиг. 1 не показан) через зону десорбции захваченных циркулирующим катализатором углеводородов в нижней части кипящего слоя реактора 9. Десорбция осуществляется азотом, подаваемым в нижнюю часть зоны десорбции по трубопроводу 12. В регенераторе происходит выжиг кокса и восстановление активности катализатора в присутствии воздуха при температуре 640-660°С и давлении 0,117 мПа с возвратом отрегенерированного катализатора из регенератора в реактор 9. Циркуляция осуществляется по катализаторопроводу 10 из реактора 9 в регенератор с помощью воздуха, подаваемого на пневмотранспорт, и по катализаторопроводу 11 из регенератора в реактор 9 с помощью подаваемых на пневмотранспорт паров сырья. Катализатор и транспортный газ выпускают в верхнюю часть кипящего слоя реактора 9 под уровень кипящего слоя 20 с помощью показанного условно распределительного устройства 19. На фиг. 1 показано также расположение над уровнем кипящего слоя закалочного змеевика 21 в варианте схемы по прототипу. Полученный контактный газ дегидрирования очищают от катализаторной пыли в циклонах, расположенных в сепарационной зоне реактора 9 (на фиг. 1 не показано), выводят из реактора по трубопроводу 5 и при температуре 520-590°С подают в качестве теплоносителя в котел-утилизатор 15, питаемый водяным конденсатом по трубопроводу 16. Полученный водяной пар через паросборник 14 направляют по трубопроводу 13 непосредственно или через заводскую сеть в испаритель 2 на испарение исходного сырья. Излишки получаемого пара направляют по трубопроводу 18 на другие потребители установки дегидрирования, такие, например, как узлы выделения фракции парафиновых и олефиновых углеводородов из углеводородного конденсата ректификацией и/или узел абсорбции несконденсировавшихся углеводородов с последующим выделением углеводородов десорбцией из абсорбента при температуре 190-193°С в колонне с кипятильником, обогреваемым получаемым в котлах-утилизаторах водяным паром с давлением 1,3 мПа и температурой 193°С (на фиг. 1 не показано). Далее контактный газ направляют в качестве теплоносителя в кожухотрубный теплообменник-подогреватель 4. Пройдя последовательно котел-утилизатор 15 и теплообменник 4, контактный газ направляют в скруббер 17 водной отмывки и охлаждения, после которого охлажденный до температуры 35-40°С контактный газ подают в продуктовый компрессор и далее в узел конденсации и выделения получаемых олефиновых углеводородов (на фиг. 1 не показаны). Выделенные непрореагировавшие парафиновые углеводороды возвращают в рецикл на приготовление исходного сырья.

Способ иллюстрируют следующие примеры.

Дегидрирование осуществляют с использованием алюмохромового микросферического катализатора АОК 73-24 с массовой долей шестивалентного хрома 0,8-3,5%, со средним диаметром частиц 45-90 мкм.

Диаметр реактора и регенератора в примерах составляет 4,6-5,1 м.

Поверхность закалочных змеевиков 21 в сепарационной зоне реактора 9 при осуществлении известного способа составляет 112-128 м².

Типовая технологическая схема блока дегидрирования по известному способу предусматривает использование двух, расположенных последовательно на линии контактного газа, котлов-утилизаторов с поверхностью теплопередачи 460-495 м².

При осуществлении предлагаемого способа второй по ходу контактного газа котел-утилизатор 15 используется в качестве теплообменника-нагревателя паров сырья.

Подаваемый в форсунки печи 7 природный газ содержит 82-90 мас.% метана.

В ходе осуществления процессов дегидрирования производится очистка оборудования на линии контактного газа (котлов-утилизаторов и теплообменника-нагревателя 4 паров сырья) от отложений катализаторной пыли на теплопередающих поверхностях известными способами, например, периодическая - один раз в 7-10 дней - продувка теплообменник труб газовзвесью равновесного катализатора из пневмотранспортной системы циркуляции катализатора.

Примеры 1, 3, 5.

Дегидрирование н-бутана в бутилены осуществляют по известному способу на установке, содержащей реактор 9 и регенератор диаметром 4,6 м, закалочный змеевик 21 в реакторе 9 с теплопередающей поверхностью 112 м² и два котла-утилизатора с поверхностью 460 м² каждый, установленные последовательно на линии контактного газа.

В реактор загружают и далее догружают в ходе осуществления процесса свежий катализатор АОК 73-24 при содержании шестивалентного хрома 3,5 мас.%. Дегидрирование ведут при объемной скорости подачи исходного сырья 200 час^-1 при температуре 600°С и давлении в реакторе 0,150 МПа (0,50 ати). Регенерацию катализатора проводят при температуре 650°С и давлении 0,145 МПа (0,45 ати). Расход воздуха в регенератор - 19500 нм³/час (пример 1), 21500 нм³/час (пример 3) и 22500 нм³/час (пример 5). Расход паров сырья на пневмотранспорт катализатора из регенератора в реактор - 910 кг/час (пример 1), 1000 кг/час (пример 3) и 1100 нм³/час (пример 5). Расход воздуха на пневмотранспорт катализатора из реактора в регенератор - 860 кг/час (пример 1), 900 кг/час (пример 3) и 970 нм³/час (пример 5). В качестве исходного сырья используют смесь свежего и рециклового потоков бутановой фракции с содержанием: н-бутан - 92,5 мас.%, изобутан - 3,5 мас.%, бутилены - 3,0 мас.%, углеводороды С₃ - 0,6 мас.%. Жидкое сырье испаряется и подогревается до 70°С. Затем пары сырья нагреваются теплом контактного газа в закалочном змеевике 21 реактора 9, далее перегреваются в печи 7 и подаются на дегидрирование. Контактный газ охлаждают в закалочном змеевике 21 реактора 9, затем в котлах-утилизаторах и далее в скруббере 17, орошаемом водой. Температура контактного газа после скруббера 17 составляла 40-43°С.

Примеры 2, 4, 6.

Дегидрирование н-бутана в бутилены осуществляют по предлагаемому способу на установке, содержащей реактор 9 и регенератор диаметром 4,6 м, котел-утилизатор 15 с поверхностью 460 м² и теплообменник-нагреватель 4 с поверхностью 460 м², установленные на линии контактного газа последовательно.

В реактор загружают и далее догружают в ходе осуществления процесса свежий катализатор при содержании шестивалентного хрома 3,5 мас.%. Дегидрирование ведут при объемной скорости подачи исходного сырья 200 час^-1 при температуре 600°С и давлении в реакторе 0,150 МПа (0,50 ати). Регенерацию катализатора проводят при температуре 650°С и давлении 0,145 МПа (0,45 ати). Расход воздуха в регенератор - 19500 нм³/час (пример 2), 20500 нм³/час (пример 4) и 21500 нм³/час (пример 6). Расход паров сырья на пневмотранспорт катализатора из регенератора в реактор - 910 кг/час (пример 2) 960 кг/час (пример 4) и 1000 нм³/час (пример 6). Расход воздуха на пневмотранспорт катализатора из реактора в регенератор - 860 кг/час (пример 2), 880 кг/час (пример 4) и 920 нм³/час (пример 6). В качестве исходного сырья используют смесь свежего и рециклового потоков бутановой фракции с содержанием: н-бутан - 92,5 мас.%, изобутан - 3,5 мас.%, бутилены - 3,0 мас.%, углеводороды С₃ - 0,6 мас.%. Жидкое сырье испаряется и подогревается в теплообменнике-подогревателе (на фиг. 1 не показан) до 70°С путем подачи в испаритель и теплообменник-подогреватель водяного пара. Затем пары сырья нагреваются теплом контактного газа в теплообменнике-нагревателе 4, далее перегреваются в печи 7 и подаются на дегидрирование. Контактный газ охлаждают в котле-утилизаторе 15, затем в теплообменнике-нагревателе 4 и далее в скруббере 17, орошаемом водой. Температура контактного газа после скруббера 17 составляла 33-37°С.

Пример 7.

Дегидрирование изобутана в изобутилены осуществляют по известному способу на установке, содержащей реактор 9 и регенератор диаметром 4,6 м, закалочный змеевик 21 в реакторе 9 с теплопередающей поверхностью 112 м² и два котла-утилизатора с поверхностью 495 м² каждый, установленные на линии контактного газа последовательно.

В реактор 9 загружают и далее догружают в ходе осуществления процесса свежий катализатор АОК 73-24 при содержании шестивалентного хрома 1,5 мас.%. Дегидрирование ведут при объемной скорости подачи исходного сырья 165 час^-1, при температуре 575°С и давлении в реакторе 0,150 МПа (0,50 ати). Регенерацию катализатора проводят при температуре 650°С и давлении 0,145 МПа (0,45 ати). Расход воздуха в регенератор - 22500 нм³/час. Расход паров сырья на пневмотранспорт катализатора из регенератора в реактор - 1100 кг/час. Расход воздуха на пневмотранспорт катализатора из реактора в регенератор - 970 кг/час. В качестве исходного сырья используют смесь свежего и рециклового потоков изобутановой фракции следующего состава, мас.%: изобутан - 95,8, изобутилен - 1,8, н-бутан и углеводороды С₃ - 2,4. Жидкое сырье испаряется и подогревается до 70°С. Затем пары сырья нагреваются теплом контактного газа в закалочном змеевике 21 реактора 9, далее перегреваются в печи 7 и подаются на дегидрирование. Контактный газ охлаждают в закалочном змеевике 21 реактора 9, затем в котлах-утилизаторах и далее в скруббере 17, орошаемом водой. Температура контактного газа после скруббера 17 составляла 42-45°С

Пример 8.

Дегидрирование изобутана в изобутилены осуществляют по предлагаемому способу на установке, содержащей реактор 9 и регенератор диаметром 4,6 м, котел-утилизатор 15 с поверхностью 495 м² и теплообменник-нагреватель 4 с поверхностью 495 м², установленные на линии контактного газа последовательно.

В реактор 9 загружают и далее догружают в ходе осуществления процесса свежий катализатор АОК 73-24 при содержании шестивалентного хрома 1,5 мас.%. Дегидрирование ведут при объемной скорости подачи исходного сырья 165 час^-1 при температуре 575°С и давлении в реакторе 0,150 МПа (0,50 ати). Регенерацию катализатора проводят при температуре 650°С и давлении 0,145 МПа (0,45 ати). Расход воздуха в регенератор - 21000 нм³/час. Расход паров сырья на пневмотранспорт катализатора из регенератора в реактор - 1000 кг/час. Расход воздуха на пневмотранспорт катализатора из реактора в регенератор - 910 кг/час. В качестве исходного сырья используют смесь свежего и рециклового потоков изобутановой фракции следующего состава, мас.%: изобутан - 95,8, изобутилен - 1,8, н-бутана и углеводородов С₃ - 2,4. Жидкое сырье испаряется и подогревается в теплообменнике-подогревателе (на фиг. 1 не показан) до 70°С путем подачи в испаритель 2 и теплообменник-подогреватель водяного пара. Затем пары сырья нагреваются теплом контактного газа в теплообменнике-нагревателе 4, далее перегреваются в печи 7 и подаются на дегидрирование. Контактный газ охлаждают в котле-утилизаторе 15, затем в теплообменнике-нагревателе 4 и далее в скруббере 17, орошаемом водой. Температура контактного газа после скруббера составляла 35-40°С.

Пример 9.

Дегидрирование изопентана в изоамилены осуществляют по известному способу на установке, содержащей реактор 9 и регенератор диаметром 5,1 м, закалочный змеевик 21 в реакторе 9 с теплопередающей поверхностью 128 м² и два котла-утилизатора с поверхностью 495 м² каждый, установленные на линии контактного газа последовательно.

В реактор 9 загружают и далее догружают в ходе осуществления процесса свежий катализатор АОК 73-24 при содержании шестивалентного хрома 0,8 мас.%. Дегидрирование ведут при объемной скорости подачи исходного сырья 120 час^-1, при температуре 530°С и давлении в реакторе 0,1450 МПа (0,450 ати). Регенерацию катализатора проводят при температуре 660°С и давлении 0,14 МПа (0,4 ати). Расход воздуха в регенератор - 23500 нм³/час. Расход паров сырья на пневмотранспорт катализатора из регенератора в реактор - 1150 кг/час. Расход воздуха на пневмотранспорт катализатора из реактора в регенератор - 1050 кг/час. В качестве исходного сырья используют смесь свежего и рециклового потоков изопентановой фракции следующего состава, мас.%: изопентан - 97,0, изоамилены - 1,8, углеводороды С₄ - 1,0, углеводороды С₆ и выше - 0,2. Жидкое сырье испаряется и подогревается до 100°С. Затем пары сырья нагреваются теплом контактного газа в закалочном змеевике 21 реактора 9, далее перегреваются в печи 7 и подаются на дегидрирование. Контактный газ охлаждают в закалочном змеевике 21 реактора 9, затем в котлах-утилизаторах и далее в скруббере 17, орошаемом водой, температуры контактного газа после скруббера 17 до 43-47°С.

Пример 10.

Дегидрирование изопентана в изоамилены осуществляют по предлагаемому способу на установке, содержащей реактор 9 и регенератор диаметром 5,1 м, котел-утилизатор 15 с поверхностью 495 м² и теплообменник-нагреватель 4 с поверхностью 495 м², установленные на линии контактного газа последовательно.

В реактор 9 загружают и далее догружают в ходе осуществления процесса свежий катализатор АОК 73-24 при содержании шестивалентного хрома 0,8 мас.%. Дегидрирование ведут при объемной скорости подачи исходного сырья 120 час^-1 при температуре 530°С и давлении в реакторе 0,145 МПа (0,45 ати). Регенерацию катализатора проводят при температуре 660°С и давлении 0,14 МПа (0,4 ати). Расход воздуха в регенератор - 22000 нм³/час. Расход паров сырья на пневмотранспорт катализатора из регенератора в реактор - 1050 кг/час. Расход воздуха на пневмотранспорт катализатора из реактора в регенератор - 980 кг/час. В качестве исходного сырья используют смесь свежего и рециклового потоков изопентановой фракции следующего состава, мас.%: изопентан - 97,0, изоамилены - 1,8, углеводороды С₄ - 1,0, углеводороды С₆ и выше - 0,2. Жидкое сырье испаряется и подогревается в теплообменнике-подогревателе (на фиг. 1 не показан) до 100°С путем подачи в испаритель 2 и теплообменник-подогреватель водяного пара. Затем пары сырья нагреваются теплом контактного газа в теплообменнике-нагревателе 4, далее перегреваются в печи 7 и подаются на дегидрирование. Контактный газ охлаждают в котле-утилизаторе 15, затем в теплообменнике-нагревателе 4 и далее в скруббере 17, орошаемом водой, температуры контактного газа после скруббера 17 до 37-40°С.

Основные условия осуществления процессов и достигаемые показатели дегидрирования представлены в таблицах 1 и 2.

Из представленных выше условий осуществления процессов и таблиц 1, 2 видно, что расход воздуха в регенератор, расходы паров сырья и воздуха на осуществление циркуляции катализатора в системе реактор-регенератор и, как следствие, расходы других вспомогательных потоков в блоке дегидрирования (на фиг. 1 не показаны) - расход природного газа в регенератор в зону горения - нагрева катализатора, природного газа в зону восстановления катализатора, расход азота в зоны десорбции реактора и регенератора, а также показатели дегидрирования при относительно малых нагрузках типового блока дегидрирования по сырью (22 т/час) и, соответственно, при линейных скоростях контактного газа на выходе из кипящего слоя катализатора менее 0,5 м/сек как по прототипу так и по изобретению практически одинаковы. В то же время, при увеличении нагрузки блока дегидрирования по сырью (до 27-44 т/час) и, соответственно, при линейных скоростях контактного газа на выходе из кипящего слоя катализатора более 0,5 м/сек указанные расходные показатели при осуществлении процессов дегидрирования по изобретению снижаются, выходы олефинов на пропущенные и разложенные парафиновые углеводороды увеличиваются и удельный расход катализатора снижается по сравнению с прототипом. В примерах показано, что типовые установки дегидрирования, базирующиеся на технологии прототипа с использованием двух расположенных последовательно котлов-утилизаторов (котел-утилизатор 1 и котел-утилизатор 2, см. таблицы 1 и 2), легко реконструируются на переход к предлагаемой технологии путем использования второго по ходу контактного газа котла-утилизатора (котел-утилизатор 2) в качестве теплообменника 4 для нагрева паров сырья (теплообменник «газ-газ», см. таблицы 1 и 2). Как видно из таблиц, при осуществлении известного способа во втором по ходу контактного газа котле-утилизаторе 15 вырабатывается сравнительно малое количество водяного пара, что подтверждает целесообразность использования этого котла-утилизатора в качестве теплообменника-нагревателя 4 паров сырья при переводе типовой установки на предлагаемый способ осуществления процессов дегидрирования. Показано, что на базе имеющегося оборудования типовой установки возможен переход к использованию предлагаемой технологии с существенным наращением мощности установки и улучшением показателей дегидрирования. При этом также возможно увеличение выработки водяного пара в котле-утилизаторе и уменьшение потребления топливного газа и количества отбросных дымовых газов печи для перегрева паров сырья. Значительное снижение температуры контактного газа на входе в скруббер 17 по сравнению с прототипом позволяет стабилизировать работу скруббера 17 в узком температурном интервале со снижением температуры контактного газа после скруббера 17 до экономически целесообразной температуры с точки зрения минимизации энергетических расходов на охлаждение контактного газа.

Исключение закалочных змеевиков 21 реактора 9 не приводит к нежелательным превращениям контактного газа в сепарационной зоне реактора в условиях осуществления предлагаемого способа. Образование термополимеров и забивка межтрубного пространства в теплообменнике-нагревателе 4 паров сырья не наблюдается.

Таким образом, использование предлагаемого способа получения олефиновых углеводородов позволяет стабилизировать работу установок дегидрирования парафиновых углеводородов, увеличить производительность установок, увеличить выходы олефиновых углеводородов и снизить расход катализатора по сравнению с прототипом.

1. Способ получения олефиновых углеводородов дегидрированием парафиновых углеводородов в кипящем слое пылевидного алюмохромового катализатора, циркулирующего в системе реактор-регенератор, включающий испарение парафинсодержащего сырья, состоящего из смеси свежего и рециклового потоков парафиновых углеводородов, нагрев полученных паров за счет теплоты контактного газа и их перегрев в печи (7) с последующим направлением на дегидрирование, включающий также охлаждение контактного газа дегидрирования в котле-утилизаторе (15) с получением вторичного водяного пара за счет испарения водного конденсата, а также в скруббере (17), орошаемом водой, компримирование охлажденного контактного газа, конденсацию и выделение полученных олефиновых углеводородов и непрореагировавших парафиновых углеводородов, отличающийся тем, что пары сырья нагревают до температуры 150-180°С в теплообменном аппарате, установленном после котла-утилизатора (15), при этом дегидрирование проводят при объемной скорости подачи сырья 120-200 час^-1, температуре 530-600°С и линейной скорости контактного газа на выходе из кипящего слоя 0,5 м/с и выше.

2. Способ по п. 1, отличающийся тем, что полученный в котле-утилизаторе (15) водяной пар направляют на испарение парафинсодержащего сырья и/или в кипятильники колонн выделения олефиновых и непрореагировавших парафиновых углеводородов.

3. Способ по любому из пп. 1, 2, отличающийся тем, что в качестве теплообменного аппарата используют кожухотрубный теплообменник вертикального типа, при этом контактный газ подают в трубное пространство теплообменника.

4. Способ по любому из пп. 1-3, отличающийся тем, что температура контактного газа на входе в котел-утилизатор (15) составляет 520-590°С.