Способ и установка для производства изопрена (варианты)

Авторы патента:


Способ и установка для производства изопрена (варианты)
Способ и установка для производства изопрена (варианты)
Способ и установка для производства изопрена (варианты)

Владельцы патента RU 2686461:

Общество с ограниченной ответственностью "Научно-производственное объединение ЕВРОХИМ" (RU)

Изобретение относится к двум вариантам способа получения изопрена путем взаимодействия изобутилена и формальдегида и/или веществ являющихся их источниками. Один из вариантов включает синтез триметилкарбинола, синтез диметилдиоксана с выделением побочных продуктов, синтез изопрена при температуре 150-200°С и давлении 0,6-1,7 МПа в присутствии кислотного катализатора, с последующим разложением побочных продуктов и выделением и очисткой изопрена, отличающийся тем, что в качестве источника изобутилена используют С4 фракцию пиролиза и/или крекинга, содержащую до 30 мас.% бутена-1 и до 10 мас.% бутена-2, полученный изопрен дополнительно очищают от пипериленов известным способом. Изобретение содержит технические решения, позволяющие расширить сырьевую базу при получении изопрена жидкофазным и парофазным способом при сохранении высокого качества целевого продукта-изопрена. 2 н.п. ф-лы, 2 ил., 2 пр.

 

Настоящее изобретение относится к способам и устройствам, используемым в области производства мономеров для синтетического каучука, в частности, касается способа и установки для применения способа получения изопрена из веществ являющихся источниками изобутилена и формальдегида в присутствии кислотного катализатора.

К качеству изопрена предъявляются очень жесткие требования. Это связано с дальнейшим проведением полимеризации мономера в присутствии комплексных катализаторов.

Обычно в жидкофазных технологиях получения изопрена в качестве сырья используют чистый изобутилен. Чистый изобутилен является дорогим сырьем. [Огородников С.К., Идлис Г.С. Производство изопрена / Л.: Химия, 1973. - стр. 93].

Изобутилен, содержащийся в C4 фракциях, выделенных из продуктов пиролиза или крекинга жидких углеводородов не используют ни в жидкофазных, ни в парофазных процессах производства изопрена, так как присутствие в сырье н-бутенов приводит к образованию изомерных диоксанов, при расщеплении которых получаются побочные продукты, в частности пиперилены. Предельно допустимая концентрация пипериленов в изопрене ограничивается 200 ppm (ТУ 38.103659-88).

Известен способ и установка парофазного синтеза изопрена из изобутилена и формальдегида [патент США №3972955, опубликовано 03.08.1976]. Установка включает реактор синтеза ДМД, сепаратор для разделения реакционной смеси на водную и органическую фазу, колону для перегонки органической фазы, реактор для разложения ДМД в присутствии кислотного катализатора и пара, охлаждающую систему, где получают изопрен и водный слой, содержащий формальдегид. Водный слой после отделения изопрена и ДМД испаряют, при этом высококипящие побочные продукты (ВПП) возвращают на разложение, а дистиллят экстрагируют. В экстрагированный водный поток добавляют щелочь и направляют на ректификацию. После ректификации формальдегид возвращают на синтез ДМД. Недостатками данной установки являются наличие загрязненных сточных вод, наличие тяжелого остатка после выделения изопрена, а также высокие показатели по расходу водяного пара на гетерогенно-каталитическое разложение ДМД.

Известна установка синтеза изопрена из изобутилена и формальдегида в жидкой фазе в присутствии гомогенного кислотного катализатора [CN 61010518, опубликовано 18.01.1986]. Установка включает блок синтеза изопрена, в котором происходит жидкофазное взаимодействие изобутилена и формальдегида в присутствии кислотного катализатора, блок разделения реакционной смеси на масляную и водную фракцию, блок дистилляции, где выделяют изопрен из масляной фракции, и блок удаления метанола из изопрена.

В патенте РФ №2116286 [опубликовано 27.07.1998] описана установка получения изопрена путем жидкофазного взаимодействия формальдегида с изобутиленом или со смесями изобутилена с третбутиловым спиртом и/или метилтретбутиловым эфиром в водной среде в присутствии кислотного катализатора в две ступени, на первой ступени при температуре 30-90°С, на второй ступени при 110-145°С и в присутствии инертного органического растворителя, с подачей изобутилена или его смесей с третбутиловым спиртом и/или метилтретбутиловым эфиром на первую ступень и третбутилового спирта, и/или метилтретбутилового эфира, или их смесей с изобутиленом на вторую ступень процесса, разделение реакционной смеси после второй ступени на масляный слой, содержащий целевой продукт, и водный слой, содержащий кислотный катализатор, рециркуляцию водного слоя на первую ступень процесса, выделение целевого продукта ректификацией из масляного слоя. Реагенты подают в реакторы первой и второй ступеней прямотоком через смесители роторного и/или статического типа, реакционную смесь после второй ступени разделяют при температуре 50-90°С, перед ректификацией масляный слой промывают водой, затем из него выделяют инертный органический растворитель и рециркулируют его на вторую ступень, а водный слой перед рециркуляцией упаривают под вакуумом.

Известен способ и установка жидкофазного синтеза изопрена из изобутилена и формальдегида по патенту РФ №2280022 [опубликовано 20.07.2006]. Установка состоит из нескольких соединенных реакторов (блоков) синтеза предшественников изопрена и блока разложения образующихся продуктов. Между блоками синтеза и блоком разложения установлены одна или две ректификационные колонны.

Известна установка синтеза изопрена, описанная в патенте RU 113674 [опубликовано 27.02.12]. Установка жидкофазного синтеза изопрена из изобутилена и формальдегида включает блок синтеза диметилдиоксана и блоки синтеза триметилкарбинола, блок синтеза изопрена, блок разложения побочных продуктов, блок разделения продуктов синтеза и выделения изопрена - мономера. В блоке синтеза ДМД выделяют и разделяют побочные продукты на легкую, среднюю и тяжелые фракции, из которых легкую фракцию побочных продуктов подают на гомогенное разложение в блок синтеза изопрена и/или в блок разложения побочных продуктов на совместное разложение с побочными продуктами, среднюю фракцию побочных продуктов направляют на реализацию и/или смешивают с легкой фракцией побочных продуктов и направляют в блок разложения побочных продуктов.

Ближайшим аналогом предлагаемых способов и установок является полезная модель по патенту RU 72972 [опубликовано 10.05.2008 - прототип]. Установка состоит из блока синтеза триметилкарбинола из изобутиленсодержащей фракции (ИФ), блока синтеза триметилкарбинола из возвратного концентрированного изобутилена, блока синтеза диметилдиоксана, блока ректификации образующихся в блоке синтеза диметилдиоксана высококипящих побочных продуктов, блока разделения продуктов синтеза и выделения и очистки изопрена, соединенного непосредственно с блоком синтеза изопрена и с блоком разложения побочных продуктов, а также с блоком синтеза триметилкарбинола из возвратного концентрированного изобутилена, при непосредственном соединении блока разложения побочных продуктов с блоком ректификации высококипящих побочных продуктов и с блоком разделения продуктов синтеза и выделения продуктов синтеза и очистки изопрена.

Недостатком вышеперечисленных аналогов является невозможность использования изобутиленсодержащих фракций, выделенных из продуктов пиролиза или крекинга жидких углеводородов, из-за присутствия в них н-бутенов, приводящих к образованию изомерных диоксанов, при расщеплении которых получаются побочные продукты, в частности пиперилены, снижающие качество изопрена.

Задачей данного изобретения является расширение сырьевой базы для крупнотоннажного промышленного производства изопрена жидкофазным методом, при сохранении качества изопрена в соответствии с ТУ38.103659-88.

Задача решается при работе установки для производства изопрена из изобутилена и формальдегида и/или веществ являющихся их источниками при использовании в качестве источника изобутилена €4 фракцию пиролиза и/или крекинга, которая включает соединенные между собой технологическими линиями блок синтеза триметилкарбинола, блок синтеза диметилдиоксана, блок получения изопрена, блок разложения побочных продуктов, блок выделения и очистки изопрена, при этом установка дополнительно содержит блок очистки изопрена от пипериленов непосредственно соединенный с блоком выделения и очистки изопрена.

Также задача решается при работе установки для производства изопрена из изобутилена и формальдегида и/или веществ являющихся их источниками при использовании в качестве источника изобутилена C4 фракцию пиролиза и/или крекинга, которая включает соединенные между собой технологическими линиями блок синтеза диметилдиоксана, блок получения изопрена, блок разложения побочных продуктов, блок выделения и очистки изопрена, при этом установка дополнительно содержит блок очистки изопрена от пипериленов непосредственно соединенный с блоком выделения и очистки изопрена.

Также задача решается способом получения изопрена из изобутилена и формальдегида и/или веществ являющихся их источниками, включающий синтез триметилкарбинола, синтез диметилдиоксана с выделением побочных продуктов, синтез изопрена, с последующим разложением побочных продуктов и выделением и очисткой изопрена. При этом в качестве источника изобутилена используют C4 фракцию пиролиза и/или крекинга, полученный изопрен дополнительно очищают от пипериленов известным способом.

Также задача решается способом получения изопрена из изобутилена и формальдегида и/или веществ являющихся их источниками, синтез диметилдиоксана с выделением побочных продуктов, синтез изопрена, с последующим разложением побочных продуктов и выделением и очисткой изопрена. При этом в качестве источника изобутилена используют С4 фракцию пиролиза и/или крекинга, полученный изопрен дополнительно очищают от пипериленов известным способом.

Работа установки и осуществление способа возможно при использовании C4 фракции, полученной в результате крекинга и/или пиролиза углеводородного сырья, содержащей до 30% масс. бутена-1, до 10% масс. бутена-2.

При использовании в качестве исходного сырья C4 фракции, полученной в результате крекинга и/или пиролиза углеводородного сырья может быть проведена ее предварительная очистка от соединений серы и, возможно, азота.

Очистка изопрена от пипериленов может осуществляться любым известным способом, например, ректификацией, или экстрактивной ректификацией в присутствии экстрагента.

На стадии синтеза ТМК может быть использован полочный реактор, заполненный катионитом. В качестве катионита могут использоваться катионообменные смолы в Н-форме, в частности, катиониты на основе сульфированных сополимеров стирола и дивинилбензола. Предпочтительно используют макропористые сульфокатиониты, в частности КУ-23, Duolite C26, Amberlyst 15, Lewatit K2629, Dowex 50, Purolite CT275. Температура в реакторе может составлять 80-85°С, давление 1,7-1,8 МПа.

На стадии синтеза ДМД может быть использован трубчатый реактор, экстрактор. Синтез проводят при температуре 75-105°С, давлении 1,5-2,5 МПа.

На стадии синтеза ДМД может быть использован секционный реактор, состоящего из последовательно соединенных друг с другом секций.

Ректификацию высококипящих побочных продуктов синтеза ДМД можно осуществлять в ректификационной колонне.

В блоке ректификации высококипящих побочных продуктов синтеза ДМД может быть разделение побочных продукты на легкую, среднюю и тяжелую фракции, из которых легкую фракцию побочных продуктов подают на разложение в блок разложения побочных продуктов, среднюю фракцию побочных продуктов направляют на реализацию и/или смешивают с легкой фракцией побочных продуктов и направляют в блок разложения побочных продуктов, тяжелую фракцию направляют на реализацию.

Так же в блоке ректификации высококипящих побочных продуктов синтеза ДМД может быть разделение побочных продукты на легкую и тяжелую фракции, из которых легкую фракцию побочных продуктов подают в блок разложения побочных продуктов, тяжелую фракцию направляют на реализацию.

При получении изопрена может использоваться реактор, представляющий собой колонный аппарат с расположенной внутри него кожухотрубной теплообменной частью, обогреваемой паром через межтрубное пространство, которая разделяет объем аппарата на верхнюю и нижнюю части. При этом верхняя и нижняя части аппарата соединены как минимум одной выносной циркуляционной трубой для самотечной или принудительной циркуляции реакционной массы. В аппарате могут быть распределительные устройства для ввода через них сырья. В реакторе в условиях процесса температура 150-200°С, давление 0,6-1,7 МПа.

При осуществлении процесса получения изопрена может быть как один, так и несколько реакторов, которые могут работать как параллельно, так и последовательно.

При получении изопрена может применяться реактор, представляющий собой автоклав с мешалкой с герметичным электромагнитным приводом и термостатирующей рубашкой.

При получении изопрена может применяться вертикальный реактор секционного типа, заполненный твердым катализатором (например, кальцийфосфатным, либо кальцийборфосфатным катализатором), печь.

На стадии разложения побочных продуктов может быть использован вертикальный реактор секционного типа, внутри которого расположен твердый катализатор (например, алюмосиликатсодержащий катализатор), печь. Разложение побочных продуктов может быть при температуре 400-480°С в присутствии водяного пара.

На стадии разделения изопренсодержащей фракции и выделения и очистки изопрена и выделения изопрена-мономера могут быть использованы теплообменники, емкость для экстракции, ректификационные колонны.

На стадии очистки изопрена-мономера от пиперилена могут быть использованы теплообменники, емкости, ректификационные колонны.

Также на любой стадии может быть использовано дополнительное оборудование, например: системы дозирования реагентов (насосы, клапаны), накопительные резервуары, теплообменники, системы вентиляции и кондиционирования.

Стадии, между которыми есть непосредственная взаимосвязь, соединены технологическими линиями, например трубопроводами.

Использование изобретения иллюстрируется фиг. 1. Приведенная фиг. 1 и пример не исчерпывают всех вариантов использования изобретения, и возможны иные технологические решения при соблюдении признаков, указанных в пункте 1 формулы изобретения.

На фиг. 1 изображена установка производства изопрена, которая включает:

1 - блок синтеза ДМД;

2 - блок получения изопрена;

3 - блок ректификации высококипящих побочных продуктов синтеза ДМД;

4 - блок разложения побочных продуктов;

5 - блок выделения и очистки изопрена-мономера;

6 - блок очистки изопрена-мономера от пиперилена;

7 - блок синтеза ТМК.

Установка может быть использована при жидкофазном производстве изопрена.

На фиг. 1 приведена принципиальная технологическая схема, поэтому обычное технологическое оборудование: кипятильники и дефлегматоры ректификационных колонн, холодильники и подогреватели, насосы, вентили, промежуточные емкости, средства автоматизации, контроля и прочее на ней не показаны.

Работа установки осуществляется следующим образом.

ДМД синтезируют в блоке 1, для чего в блок 1 подается изобутиленсодержащая фракция (ИФ), включающая бутен-1 и/или бутен-2, формальдегид, кислота и водный слой. Возвратная фракция С4 из блока 1 отправляется на склад.

Для получения ТМК в блок 7 подают ИФ, воду и возвратный концентрированный изобутилен. Концентрация изобутилена в ИФ может достигать 99,9%. Возвратная фракция С4 из блока 7 отправляется на склад.

В блок 2 для получения изопрена по трубопроводу поступает ТМК из блока 7 и ДМД из блока 1. Образующуюся в блоке 2 изопренсодержащую фракцию (изопрен-сырец) подают на выделение изопрена-мономера в блок 5. Отогнанный в блоке 5 и в блоке 2 концентрированный изобутилен возвращают в блок 7. Водный слой из блока 2 возвращают в блок 1.

Высококипящие побочные продукты, образующиеся при синтезе ДМД, из блока 1 подают в блок 3 ректификации высококипящих побочных продуктов синтеза ДМД, в котором происходит разделение на легкую, среднюю и тяжелую фракции ВПП. Легкая фракция ВПП направляется в блок 4 разложения побочных продуктов. Вся или часть средней фракции ВПП может быть направлена в блок 4 разложения побочных продуктов либо на реализацию. Тяжелая фракция ВПП направляется на реализацию. Также на разложение в блок 4 подают образовавшиеся побочные продукты после выделения изопрена из блока 5. Полученную в блоке 4 изопренсодержащую фракцию (изопрен-сырец) возвращают в блок 5. Тяжелый остаток, образовавшийся после разделения изопренсодержащей фракции в блоке 5, направляют на реализацию.

Изопрен-мономер с примесями пиперилена из блока 5 подают в блок 6 для очистки от пиперилена. Пипериленовую фракцию, образовавшуюся после очистки изопрена-мономера, направляют на реализацию. Очищенный изопрен-мономер направляют на реализацию.

На фиг. 2 изображена схема другого варианта установки производства изопрена, которая включает:

1 - блок синтеза ДМД;

2 - блок получения изопрена;

3 - блок ректификации высококипящих побочных продуктов синтеза ДМД;

4 -блок разложения побочных продуктов;

5 - блок выделения и очистки изопрена;

6 - блок очистки изопрена-мономера от пиперилена.

Установка может быть использована при парофазном производстве изопрена.

На фиг. 2 приведена принципиальная технологическая схема, поэтому обычное технологическое оборудование: кипятильники и дефлегматоры ректификационных колонн, холодильники и подогреватели, насосы, вентили, промежуточные емкости, средства автоматизации, контроля и прочее на ней не показаны.

Работа установки осуществляется следующим образом.

ДМД синтезируют в блоке 1, для чего в блок 1 по трубопроводам подают ИФ, включающая бутен-1 и/или бутен-2, формальдегид, кислоту и водный слой. Возвратная фракция C4 из блока 1 отправляется на склад.

Для получения изопрена ДМД из блока 1 подают по трубопроводу в блок 2. Образующуюся в блоке 2 изопренсодержащую фракцию (изопрен-сырец) подают в блок 5 для выделения и очистки изопрена. Водный слой из блока 2 возвращают в блок 1.

Высококипящие побочные продукты, образующиеся при синтезе ДМД, из блока 1 подают в блок 3 ректификации высококипящих побочных продуктов синтеза ДМД, в котором происходит разделение на легкую, среднюю и тяжелую фракции ВПП. Легкая фракция ВПП направляется в блок 4 разложения побочных продуктов. Вся или часть средней фракции ВПП может быть направлена в блок 4 разложения побочных продуктов либо на реализацию. Тяжелая фракция ВПП направляется на реализацию. Также на разложение в блок 4 подают образовавшиеся побочные продукты после выделения изопрена из блока 5. Полученную в блоке 4 изопренсодержащую фракцию (изопрен-сырец) возвращают в блок 5. Тяжелый остаток, образовавшийся после разделения изопренсодержащей фракции в блоке 5, направляют на реализацию.

Изопрен-мономер с примесями пиперилена из блока 5 подают в блок 6 для очистки от пиперилена. Пипериленовую фракцию, образовавшуюся после очистки изопрена-мономера, направляют на реализацию. Очищенный изопрен-мономер направляют на реализацию.

Использование установки производства изопрена иллюстрируется примерами, которые не исчерпывают всех возможных вариантов реализации изобретения, и возможно использование иных технических решений при соблюдении сути изобретения, изложенной в формуле изобретения и описании.

Пример 1.

На пилотной установке, собранной по схеме в соответствии с фиг. 1, получают изопрен.

Производство изопрена осуществляют жидкофазным синтезом.

В блок 2 подают в количестве 560 кг/ч изобутиленсодержащую фракцию (ИФ) с концентрацией изобутилена 99,9% масс, 2391 кг/ч возвратного концентрированного изобутилена и 1382 кг/ч воды. Полученную в блоке 2 в количестве 4333 кг/ч фракцию ТМК с концентрацией ТМК 90% масс, направляют по трубопроводу в блок 4.

В блок 1 подают 2262 кг/ч C4 фракцию с концентрацией изобутилена 40% масс., бутена-1 30% масс., бутена-2 10% масс., 1950 кг/ч формалина с концентрацией формальдегида 40% масс, 1400 кг/ч 6%-ного водного раствора ортофосфорной кислоты, 4070 кг/ч водного слоя. Из блока 1 выводят на склад 1520 кг/ч возвратной фракции C4, 1300 кг/ч ДМД направляют по трубопроводу в блок 4, 286 кг/ч высококипящих побочных продуктов подают в блок 3.

В блоке 3 получают 123 кг/ч легкой фракции ВПП, которую направляют в блок 4 на разложение, 63 кг/ч средней фракции ВПП, которую направляют на реализациию, и 100 кг/ч тяжелых ВПП, которые также направляют на реализацию.

В блоке 4 получают 2112 кг/ч изопренсодержащей фракции, которую подают на выделение изопрена-мономера в блок 6, образовавшийся водный слой в блоке 4 в количестве 4070 кг/ч возвращают в блок 1. Концентрированный изобутилен из блока 4 в количестве 1594 кг/ч возвращают в блок 2.

В блок 5 подают 123 кг/ч легкой фракции ВПП из блока 3 и 120 кг/ч побочных продуктов из блока 6 и 1029 кг/ч перегретого водяного пара. Полученную в блоке 5 в количестве 105 кг/ч изопренсодержащую фракцию возвращают в блок 6.

В блоке 6 разделяют изопренсодержащую фракцию и получают 1001 кг/ч изопрена - мономера, содержащего 1000 ppm пипериленов, 120 кг/ч побочных продуктов, которые направляют в блок 5, концентрированный изобутилен 797 кг/ч, который возвращают в блок 2, тяжелый остаток 300 кг/ч, который отправляют на реализацию.

1001 кг/ч изопрена - мономера, содержащего пиперилены, направляют в блок 7 для очистки от них. В блоке 7 получают 1000 кг/ч очищенного изопрена - мономера и 1 кг/ч пипериленовой фракции.

Полученный изопрен соответствует ТУ 38.103659-88. Концентрация пипериленов в изопрене менее 200 ppm.

Пример 2.

На пилотной установке, собранной по схеме в соответствии с фиг. 2, получают изопрен.

Производство изопрена осуществляют парофазным синтезом.

В блок 1 подают 3506 кг/ч С4 фракцию с концентрацией изобутилена 40% масс., бутена-1 30% масс., бутена-2 10% масс., 1950 кг/ч формалина с концентрацией формальдегида 40% масс., 1400 кг/ч 6%-го водного раствора ортофосфорной кислоты, 6968 кг/ч водного слоя из блока 2 и 1152 кг/ч водного слоя из блока 4. Из блока 1 выводят на склад 2356 кг/ч возвратной фракции С4, 2000 кг/ч ДМД по трубопроводу направляют в блок 2, 440 кг/ч высококипящих побочных продуктов выводят в блок 3. В блок 2 подают 2000 кг/ч ДМД и 3840 кг/ч водяного пара со стороны. Образовавшуюся изопренсодержащую фракцию в количестве 1104 кг/ч подают в блок 5. Водный слой в количестве 6968 кг/ч возвращают в блок 1.

В блоке 3 получают 189 кг/ч легкой фракции ВПП, которую направляют в блок 4 на разложение, 97 кг/ч средней фракции ВПП, которую направляют на реализациию, и 154 кг/ч тяжелых ВПП, которые также направляют на реализацию.

В блок 4 подают 189 кг/ч легких ВПП из блока 3, 80 кг/ч побочных продуктов из блока 5 и 1060 кг/ч перегретого водяного пара. Полученную изопренсодержащую фракцию в количестве 56 кг/ч подают в блок 5, а водный слой в количестве 1152 кг/ч в блок 1.

В блоке 5 разделяют изопренсодержащую фракцию и получают 1001 кг/ч изопрена - мономера, содержащего 1000 ppm пипериленов, 80 кг/ч побочных продуктов, которые направляют в блок 4, концентрированный изобутилен 100 кг/ч, который возвращают в блок 1, тяжелый остаток 100 кг/ч, который отправляют на реализацию.

1001 кг/ч изопрена - мономера, содержащего пиперилены, направляют в блок 6 для очистки от них. В блоке 6 получают 1000 кг/ч очищенного изопрена - мономера и 1 кг/ч пипериленовой фракции.

Полученный изопрен соответствует ТУ 38.103659-88. Концентрация пипериленов в изопрене менее 200 ppm.

Изобретение содержит технические решения, позволяющие расширить сырьевую базу при получении изопрена жидкофазным и парофазным способом при сохранении высокого качества целевого продукта-изопрена.

1. Способ получения изопрена путем взаимодействия изобутилена и формальдегида и/или веществ являющихся их источниками, включающий синтез триметилкарбинола, синтез диметилдиоксана с выделением побочных продуктов, синтез изопрена при температуре 150-200°С и давлении 0,6-1,7 МПа в присутствии кислотного катализатора, с последующим разложением побочных продуктов и выделением и очисткой изопрена, отличающийся тем, что в качестве источника изобутилена используют С4 фракцию пиролиза и/или крекинга, содержащую до 30 мас.% бутена-1 и до 10 мас.% бутена-2, полученный изопрен дополнительно очищают от пипериленов известным способом.

2. Способ получения изопрена путем взаимодействия изобутилена и формальдегида и/или веществ, являющихся их источниками, синтез диметилдиоксана с выделением побочных продуктов, синтез изопрена в газовой фазе в присутствии кислотного катализатора, с последующим разложением побочных продуктов и выделением и очисткой изопрена, отличающийся тем, что в качестве источника изобутилена используют С4 фракцию пиролиза и/или крекинга, содержащую до 30 мас.% бутена-1 и до 10 мас.% бутена-2, полученный изопрен дополнительно очищают от пипериленов известным способом.



 

Похожие патенты:

Способ переработки жидких углеводородов. .

Изобретение относится к способу разделения углеводородов с рекуперацией тепла во фракционной колонне. Поток, содержащий углеводороды, подают в первую зону разделения на головной поток и кубовый поток.

Изобретение относится к газохимическому производству этилена и пропилена, использующему углеводородное сырье в газовой и/или жидкой фазе, и включает соединенные прямыми и обратными связями, в частности, в виде трубопроводов следующие блоки: блок подготовки сырья, блок смешения, блок термического расщепления, блок первичного фракционирования и водной промывки, блок компримирования, блок щелочной очистки, блок осушки, блок газоразделения, блок метатезиса, при этом все виды углеводородного сырья перерабатывают на унифицированных технологических линиях, которые адаптируют для переработки конкретного вида углеводородного сырья в индивидуальные технологические линии согласно его пиролитическим свойствам путем байпасирования неспецифических блоков и/или звеньев.

Изобретение относится к способу рециркуляции нафтенов в реактор, а также к устройству. Способ предусматривает: проведение в реакторе реакции сырьевого потока реактора, содержащего изомеры ксилола, этилбензол, С8-нафтены и водород, на катализаторе изомеризации этилбензола при условиях в реакторе, причем по меньшей мере часть этилбензола в сырьевом потоке реактора превращается в изомеры ксилола так, что образуется выходящий поток реактора, содержащий изомеры ксилола и С8-нафтены; охлаждение и разделение выходящего потока реактора с образованием первого сконденсированного жидкого потока и первого парообразного потока; охлаждение и разделение первого парообразного потока с образованием второго сконденсированного жидкого потока и второго парообразного потока; подачу первого сконденсированного жидкого потока и второго сконденсированного жидкого потока в колонну с отбором бокового погона с получением потока бокового погона, содержащего С8-ароматические вещества и С8-нафтены; извлечение параксилола из потока бокового погона в секции извлечения параксилола, получая обедненный по параксилолу поток, причем обедненный по параксилолу поток содержит часть С8-нафтенов; и рециркуляцию обедненного по параксилолу потока в реактор.

Изобретение относится к способу выделения дициклопентадиена (ДЦПД), пипериленов и изопрена из сырья С5. Способ включает следующие стадии: подача сырья С5, содержащего изопентан, изопрен, циклопентадиен и пиперилены, в колонну удаления легких компонентов; выделение изопентана из сырья С5 в первую легкую фракцию; удаление оставшегося сырья С5 в первую тяжелую кубовую фракцию из колонны удаления легких компонентов; подача первой тяжелой кубовой фракции в теплообменник; подача первой тяжелой кубовой фракции из теплообменника в первую димеризационную систему с образованием смеси димеров, содержащей ДЦПД, изопрен, пиперилены и циклопентадиен; пропускание смеси димеров через колонну отгона С5; выделение изопрена из колонны отгона С5 во вторую легкую фракцию; пропускание второй легкой фракции через двухстадийную систему экстракционной дистилляционной колонны/колонны выделения, снабженную системой удаления примесей и системой фракционирования сырого изопрена, которая находится между первой и второй системами экстракционной дистилляционной колонны/колонны выделения двухстадийной системы экстракционной дистилляционной колонны/колонны выделения; рецикл циклопентадиена (ЦПД) из системы фракционирования сырого изопрена в первую димеризационную систему; отбор второй тяжелой кубовой фракции из колонны отгона С5, содержащей ДЦПД и пиперилены; пропускание второй тяжелой кубовой фракции из колонны отгона С5 во вторую димеризационную систему; пропускание фракции, содержащей ДЦПД и пиперилены, из второй димеризационной системы в колонну отделения пипериленов для выделения пипериленов; пропускание третьей тяжелой кубовой фракции, содержащей ДЦПД, из колонны отделения пипериленов в колонну выделения ДЦПД для получения ДЦПД; и при этом система удаления примесей содержит установку удаления серы, установку удаления оксигенатов и установку удаления ацетилена, каждая из которых находится между первой экстракционной дистилляционной колонной и второй экстракционной дистилляционной колонной двухстадийной системы экстракционной дистилляционной колонны/колонны выделения.

Изобретение относится к способу разделения углеводородного газа, содержащего, по меньшей мере, этан и С3 и более тяжелые компоненты на фракцию, содержащую преобладающую порцию этана и более легкие компоненты, и фракцию, содержащую преобладающую порцию С3 и более тяжелые компоненты, в котором (a) сырой газ обрабатывают в одном или более теплообменниках, а также на этапах расширения для обеспечения, по меньшей мере, одного частично конденсированного углеводородного газа, обеспечивая тем самым, по меньшей мере, один первый остаточный пар и, по меньшей мере, одну С2 или С3-содержащую жидкость, которая также содержит более легкие углеводороды; и (b) по меньшей мере, одну из С2 или С3-содержащих жидкостей направляют в дистилляционную колонну, в которой упомянутую жидкость разделяют на второй остаток, содержащий более легкие углеводороды, и С2 или С3-содержащий продукт.

Изобретение относится к газохимическому комплексу, обеспечивающему переработку природных углеводородных газов различных месторождений, и может быть использовано в газовой промышленности в условиях ее интенсивного развития.

Изобретение относится к способу получения новой гелевой структурированной системы для хранения и транспортировки диэтилового эфира. Предложен способ, заключающийся в том, что диэтиловый эфир смешивают с пероксидом общей формулы ROOH (I), где R=Н или R1R2C(OOR3), где R1=СН2СН(СН3)2, R2=СН3 или R1=R2=н-бутил или R1+R2=(СН2)4, (СН2)5, (СН2)6, (СН2)7, (СН2)11, (СН2)2СН(СН3)(СН2)2, (СН2)2СНС(СН3)3(СН2)2, 2-адамантилил; R3=Н либо R4R5C(OOH), где R4+R5=(СН2)5, (СН2)2СН(СН3)(СН2)2, (СН2)6, (СН2)11, тетраэтоксисиланом и кислотным катализатором, и процесс проводят при мольном соотношении пероксид:тетраэтоксисилан:кислотный катализатор (4-8):1,0:(0,5-2,0) и объемном соотношении диэтилового эфира, равном 3,0-5,0 мл на 1,0 ммоль тетраэтоксисилана.

Изобретение описывает способ комплексной подготовки газа, при котором газ входной сепарации подвергают дефлегмации за счет охлаждения газом низкотемпературной сепарации с получением газа дефлегмации и флегмы, которую смешивают с конденсатом входной сепарации, и выветривают с получением выветренного конденсата и газа выветривания, который совместно с редуцированным газом дефлегмации подвергают низкотемпературной сепарации с получением газа и конденсата, а при стабилизации смеси конденсатов получают газ стабилизации и стабильный конденсат, отличающийся тем, что сырой газ перед входной сепарацией редуцируют и смешивают с газом стабилизации с помощью эжектирующего устройства, газ входной сепарации охлаждают редуцированным выветренным конденсатом и предварительно нагретым газом низкотемпературной сепарации, а смесь конденсата входной сепарации и флегмы редуцируют и смешивают с конденсатом низкотемпературной сепарации с помощью эжектирующего устройства перед выветриванием.

Изобретение относится к способам подготовки газа путем низкотемпературной конденсации и может быть использовано в газовой промышленности для промысловой подготовки скважинной продукции газоконденсатных месторождений.

Настоящее изобретение относится к каталитической композиции для алкилирования ароматических углеводородов, таких как бензол или толуол, алифатическими спиртами, содержащими от 1 до 8 атомов углерода, содержащая: цеолит типа MTW, щелочные металлы, которые являются смесью ионов натрия и ионов калия, причем количество натрия составляет от 5 до 40 частей на млн., количество калия составляет от 5 до 80 частей на млн., общее количество щелочных металлов в каталитической композиции составляет менее 200 частей на млн.

Изобретение относится к способу получения бутадиена из этанольного сырья, содержащего по меньшей мере 80 мас.% этанола. Способ включает, по меньшей мере, A) стадию превращения этанола в бутадиен, содержащую, по меньшей мере, реакционную секцию, на которую подают, по меньшей мере, этанольный поток и часть потока ацетальдегида со стадии E), работающую при давлении от 0,1 до 1,0 МПа и температуре от 300 до 400°C в присутствии катализатора, и секцию разделения, позволяющую разделить поток, выходящий с указанной реакционной секции, на по меньшей мере один газообразный поток и по меньшей мере один жидкий поток, причем часть потока ацетальдегида со стадии E), которую не подают в указанную реакционную секцию, образует промывочный поток; B) стадию экстракции бутадиена, содержащую, по меньшей мере, секцию сжатия, сжимающую указанный газообразный поток, выходящий со стадии A), до давления в интервале от 0,1 до 1,0 МПа, секцию газожидкостной промывки, на которую подают этанольный поток, состоящий из указанного этанольного технологического сырья, и/или часть этанольного потока, выходящего со стадии E), а также подают указанный сжатый газообразный поток, причем подачу газов осуществляют при температуре в интервале от 10 до 60°C, а подачу жидкостей при температуре от 20 до -30°C, и получают по меньшей мере этанольный поток, обогащенный бутадиеном, и поток газообразных побочных продуктов, и секцию перегонки, в которую подают указанный этанольный поток, обогащенный бутадиеном, и получают поток неочищенного бутадиена и остаток этанол/ацетальдегид/вода, причем указанная секции перегонки работает при давлении от 0,1 до 1 МПа; C) стадию промывки водой газообразных побочных продуктов, на которую подают поток газообразных побочных продуктов со стадии B), а также часть обогащенного водой потока с указанной стадии E) и на которой получают, по меньшей мере, поток водно-спиртовой смеси; D) стадию удаления примесей и коричневых масел, на которую подают, по меньшей мере, поток этанол/ацетальдегид/вода, выходящий со стадии B), и часть водного потока со стадии E) и получают, по меньшей мере, рафинат вода/этанол/ацетальдегид, поток легких коричневых масел и поток тяжелых коричневых масел; E) стадию обработки сточных вод, на которую подают, по меньшей мере, рафинат вода/этанол/ацетальдегид, выходящий со стадии D), и получают, по меньшей мере, этанольный поток, поток ацетальдегида и водный поток; F) стадию первой очистки бутадиена, содержащую, по меньшей мере, секцию газожидкостной промывки, в которую снизу подают поток неочищенного бутадиена со стадии B), а сверху водный поток, который может представлять собой поток воды из источника, внешнего по отношению к процессу получения бутадиена, и/или часть водного потока, выходящего со стадии E), причем в указанной секции промывки получают сверху предварительно очищенный поток бутадиена, а снизу поток отработавшей воды; G) стадию дальнейшей очистки бутадиена, на которую подают, по меньшей мере, указанный предварительно очищенный поток бутадиена, выходящий с указанной стадии F), и получают по меньшей мере очищенный поток бутадиена.

Изобретение относится к способу получения бутадиена из этанольного сырья, содержащего по меньшей мере 80 мас.% этанола. Способ включает, по меньшей мере, A) стадию превращения этанола в бутадиен, содержащую, по меньшей мере, реакционную секцию, на которую подают, по меньшей мере, этанольный поток и часть потока ацетальдегида со стадии E), работающую при давлении от 0,1 до 1,0 МПа и температуре от 300 до 400°C в присутствии катализатора, и секцию разделения, позволяющую разделить поток, выходящий с указанной реакционной секции, на по меньшей мере один газообразный поток и по меньшей мере один жидкий поток, причем часть потока ацетальдегида со стадии E), которую не подают в указанную реакционную секцию, образует промывочный поток; B) стадию экстракции бутадиена, содержащую, по меньшей мере, секцию сжатия, сжимающую указанный газообразный поток, выходящий со стадии A), до давления в интервале от 0,1 до 1,0 МПа, секцию газожидкостной промывки, на которую подают этанольный поток, состоящий из указанного этанольного технологического сырья, и/или часть этанольного потока, выходящего со стадии E), а также подают указанный сжатый газообразный поток, причем подачу газов осуществляют при температуре в интервале от 10 до 60°C, а подачу жидкостей при температуре от 20 до -30°C, и получают по меньшей мере этанольный поток, обогащенный бутадиеном, и поток газообразных побочных продуктов, и секцию перегонки, в которую подают указанный этанольный поток, обогащенный бутадиеном, и получают поток неочищенного бутадиена и остаток этанол/ацетальдегид/вода, причем указанная секции перегонки работает при давлении от 0,1 до 1 МПа; C) стадию промывки водой газообразных побочных продуктов, на которую подают поток газообразных побочных продуктов со стадии B), а также часть обогащенного водой потока с указанной стадии E) и на которой получают, по меньшей мере, поток водно-спиртовой смеси; D) стадию удаления примесей и коричневых масел, на которую подают, по меньшей мере, поток этанол/ацетальдегид/вода, выходящий со стадии B), и часть водного потока со стадии E) и получают, по меньшей мере, рафинат вода/этанол/ацетальдегид, поток легких коричневых масел и поток тяжелых коричневых масел; E) стадию обработки сточных вод, на которую подают, по меньшей мере, рафинат вода/этанол/ацетальдегид, выходящий со стадии D), и получают, по меньшей мере, этанольный поток, поток ацетальдегида и водный поток; F) стадию первой очистки бутадиена, содержащую, по меньшей мере, секцию газожидкостной промывки, в которую снизу подают поток неочищенного бутадиена со стадии B), а сверху водный поток, который может представлять собой поток воды из источника, внешнего по отношению к процессу получения бутадиена, и/или часть водного потока, выходящего со стадии E), причем в указанной секции промывки получают сверху предварительно очищенный поток бутадиена, а снизу поток отработавшей воды; G) стадию дальнейшей очистки бутадиена, на которую подают, по меньшей мере, указанный предварительно очищенный поток бутадиена, выходящий с указанной стадии F), и получают по меньшей мере очищенный поток бутадиена.
Изобретение относится к способу получения ионной жидкости. Способ включает следующие стадии: a) приведение по меньшей мере одного акцептора электронной пары в контакт с по меньшей мере одним донором электронной пары с образованием аддукта, причем молярное соотношение акцептора электронной пары и донора электронной пары варьируется приблизительно от 1:1 до 1:5, при этом донор электрона выбран из группы, включающей в себя фосфин, амид, алкилсульфоксид, сложный эфир и спирт, или любую их комбинацию; и b) приведение аддукта в контакт с по меньшей мере одним акцептором электронной пары с получением ионной жидкости, причем молярное соотношение аддукта и акцептора электронной пары варьируется приблизительно от 1:1 до 1:6.

Представлен способ получения ароматических углеводородов с применением оксигената в качестве исходного материала. Используют: реакцию с участием оксигената в одном реакторе ароматизации, получение и разделение продукта реакции ароматизации на сепарационной установке А, в которой осуществляют охлаждение, промывку щелочью и/или водой, получение потока газообразных углеводородов X и потока жидких углеводородов Y; получение неароматических углеводородов X1 после удаления газа и/или части оксигената на сепарационной установке В, в которой осуществляется короткоцикловая безнагревная адсорбция, ректификация (разгонка) и/или адсорбция; получение Х2, содержащего неароматические углеводороды, и потока Х3, содержащего ароматические углеводороды, после удаления газа, части оксигената из потока Х на сепарационной установке В, на которой осуществляется короткоцикловая безнагревная адсорбция, ректификация и/или адсорбция, реакцией в другом реакторе ароматизации и разделением на сепарационной установке А, в которой происходит охлаждение, промывка щелочью и/или промывка водой; получение смешанного потока M ароматических углеводородов с числом углеродных атомов в молекуле 7 или менее и потока N остальных углеводородов непрецизионной ректификацией, объединенного потоком Y и потоком Х3, содержащего ароматические углеводороды, на сепарационной установке С.

Изобретение относится к способу получения смеси бензола и С8-ароматических соединений. Способ предусматривает: обеспечение сырьевого потока, содержащего бензол, толуол, С8-ароматические соединения и С9-ароматические углеводороды; выделение из сырьевого потока первой фракции, содержащей С8-ароматические соединения, сырья для метилирования, содержащего толуол и не содержащего бензол, и сырья для переалкилирования, содержащего бензол и С9-ароматические углеводороды; подачу сырья для метилирования на реакцию метилирования для получения смеси С8- и С9+ ароматических соединений; подачу сырья для переалкилирования и С9+ ароматических соединений, полученных из реакции метилирования, на реакцию переалкилирования для конверсии С9-ароматических углеводородов и С9+ ароматических соединений из реакции метилирования в C8-ароматические соединения; и перенос фракции бензола и толуола, полученных из реакции метилирования, в реакцию переалкилирования для поддержания в реакции переалкилирования молярного соотношения метильной группы к фенильной группе в диапазоне 1,5-2,2.

Изобретение относится к способу получения смеси бензола и С8-ароматических соединений. Способ предусматривает: обеспечение сырьевого потока, содержащего бензол, толуол, С8-ароматические соединения и С9-ароматические углеводороды; выделение из сырьевого потока первой фракции, содержащей С8-ароматические соединения, сырья для метилирования, содержащего толуол и не содержащего бензол, и сырья для переалкилирования, содержащего бензол и С9-ароматические углеводороды; подачу сырья для метилирования на реакцию метилирования для получения смеси С8- и С9+ ароматических соединений; подачу сырья для переалкилирования и С9+ ароматических соединений, полученных из реакции метилирования, на реакцию переалкилирования для конверсии С9-ароматических углеводородов и С9+ ароматических соединений из реакции метилирования в C8-ароматические соединения; и перенос фракции бензола и толуола, полученных из реакции метилирования, в реакцию переалкилирования для поддержания в реакции переалкилирования молярного соотношения метильной группы к фенильной группе в диапазоне 1,5-2,2.

Изобретение относится к способу получения пара-ксилола. Способ включает: (a) получение катализатора, включающего ZSM-5, фосфор или его соединение и связующее, где катализатор содержит от 5 до 15 мас.% ZSM-5 и был пропарен при температуре, равной не ниже 900°C, где указанный пропаренный катализатор обладает параметром диффузии для 2,2-диметилбутана, равным примерно 0,1-15 с-1 по данным измерения при температуре, равной 120°C, и давлении 2,2-диметилбутана, равном 60 Торр (8 кПа); и (b) алкилирование бензола и/или толуола алкилирующим реагентом, выбранным из группы, включающей метанол, диметиловый эфир и их смеси, в присутствии указанного пропаренного катализатора при условиях, включающих температуру, равную не ниже 500°C, и парциальное давление Н2О, составляющее 15-15,7 фунт-сила/дюйм2 абс.

Изобретение относится к способу получения пара-ксилола. Способ включает: (a) получение катализатора, включающего ZSM-5, фосфор или его соединение и связующее, где катализатор содержит от 5 до 15 мас.% ZSM-5 и был пропарен при температуре, равной не ниже 900°C, где указанный пропаренный катализатор обладает параметром диффузии для 2,2-диметилбутана, равным примерно 0,1-15 с-1 по данным измерения при температуре, равной 120°C, и давлении 2,2-диметилбутана, равном 60 Торр (8 кПа); и (b) алкилирование бензола и/или толуола алкилирующим реагентом, выбранным из группы, включающей метанол, диметиловый эфир и их смеси, в присутствии указанного пропаренного катализатора при условиях, включающих температуру, равную не ниже 500°C, и парциальное давление Н2О, составляющее 15-15,7 фунт-сила/дюйм2 абс.

Изобретение относится к области основного органического и нефтехимического синтеза и может быть использовано в производстве 4,4-диметил-1,3-Диоксана путем конденсации изобутилена и формальдегида.

Изобретение относится к способу выделения дициклопентадиена (ДЦПД), пипериленов и изопрена из сырья С5. Способ включает следующие стадии: подача сырья С5, содержащего изопентан, изопрен, циклопентадиен и пиперилены, в колонну удаления легких компонентов; выделение изопентана из сырья С5 в первую легкую фракцию; удаление оставшегося сырья С5 в первую тяжелую кубовую фракцию из колонны удаления легких компонентов; подача первой тяжелой кубовой фракции в теплообменник; подача первой тяжелой кубовой фракции из теплообменника в первую димеризационную систему с образованием смеси димеров, содержащей ДЦПД, изопрен, пиперилены и циклопентадиен; пропускание смеси димеров через колонну отгона С5; выделение изопрена из колонны отгона С5 во вторую легкую фракцию; пропускание второй легкой фракции через двухстадийную систему экстракционной дистилляционной колонны/колонны выделения, снабженную системой удаления примесей и системой фракционирования сырого изопрена, которая находится между первой и второй системами экстракционной дистилляционной колонны/колонны выделения двухстадийной системы экстракционной дистилляционной колонны/колонны выделения; рецикл циклопентадиена (ЦПД) из системы фракционирования сырого изопрена в первую димеризационную систему; отбор второй тяжелой кубовой фракции из колонны отгона С5, содержащей ДЦПД и пиперилены; пропускание второй тяжелой кубовой фракции из колонны отгона С5 во вторую димеризационную систему; пропускание фракции, содержащей ДЦПД и пиперилены, из второй димеризационной системы в колонну отделения пипериленов для выделения пипериленов; пропускание третьей тяжелой кубовой фракции, содержащей ДЦПД, из колонны отделения пипериленов в колонну выделения ДЦПД для получения ДЦПД; и при этом система удаления примесей содержит установку удаления серы, установку удаления оксигенатов и установку удаления ацетилена, каждая из которых находится между первой экстракционной дистилляционной колонной и второй экстракционной дистилляционной колонной двухстадийной системы экстракционной дистилляционной колонны/колонны выделения.
© Патентный поиск, поиск патентов на изобретения - FindPatent.RU 2012-2024
Политика конфиденциальности 2018-08-15 2019-05-02T11:16:29
Наверх